Главная -> Словарь

Катализатора требуется

вают до 170—180° и пропускают над активированным углем, обработанным ацетатом цинка . При малой активности катализатора температуру повышают до 200°. После трех месяцев работы катализатор, как правило, заменяют. В час подается около 300 л газовой смеси на 1 л катализатора. Теплота реакции, составляющая 24 ккал/моль винилацетата, отводится посредством циркуляции силиконового теплоносителя.

Остаточный газ имеет еще довольно значительную теплоту сгорания 'и может быть использован для получения водяного пара. Особенно хорошо этот газ использовать для обогрева коксовых печей, если они находятся поблизости от синтез-установки. С уменьшением активности катализатора температуру в реакторах постепенно увеличивают, чтобы сохранить глубину конверсии на постоянном уровне. Следствием повышения температуры является увеличение относительного выхода газообразных и легкокипящих .продуктов синтеза.

Оптимальная объемная скорость для каждого конкретного вида сырья определяется опытным путем, при этом необходимо учитывать и другие факторы: тип и состояние катализатора, температуру, парциальное давление водорода, которые также влияют на степень обессеривания.

Температура на входе в реакторы риформинга устанавливается в начале реакционного цикла на уровне, обеспечивающем заданное качество риформата — октановое число или концентрацию ароматических углеводородов. Обычно начальная температура лежит в пределах 480—500 °С и лишь при работе в жестких условиях составляет 510 °С. По мере закоксовывания и потери активности катализатора температуру на входе в реакторы постепенно повышают, поддерживая стабильное качество катализата, причем среднее значение скорости подъема температуры за межрегенерацион — ны и цикл составляет 0,5 — 2,0 °С в месяц. Максимальная температура

7. Ввсд сырья в реактор. За счет тепла горячего циркулирующего катализатора температуру в реакторе поднимают примерно до 470°. По достижении этой температуры в реактор начинают вводить в возрастающих количествах сырье, откачиваемое с низа колонны.

При осуществлении данного процесса большое внимание уделяют строгому выдерживанию определенного распределения температур по длине слоя катализатора. В лобовой части слоя катализатора температуру поддерживают на уровне 280—330° С. На выходе из слоя катализатора температура достигает 600—850° С. Подвод тепла извне регулируют таким образом, чтобы температура, при которой возникают автотермические условия протекания процесса , достигалась в определенной точке в первой части слоя катализатора.

Распределение катализатора по отдельным реакторам зависит от качества исходного сырья и октанового числа выпускаемого бензина. На установках, предусматривающих выпуск риформинг-бензина с октановым числом 98—100 , катализатор распределяется по. четырем реакторам в соотношении 1 : 1 : 2 : 7. По мере работы катализатора температуру в первых реакторах поддерживают на постоянном уровне, а в последнем реакторе ее постепенно повышают. Мольное отношение водорода к сырью на входе в первый реактор поддерживают на уровне 2,5 : 1, на входе в последний реактор — 9:1.

Установка для определения кокса на гранулированных катализаторах . Она состоит из реометра / для учета количества воздуха, подаваемого для выжига кокса, U-образпой трубки 2, наполненной хлоридом кальция для сушки воздуха; печи с металлическим реактором 3, в который загружают навеску закоксован-ного катализатора ; печи с U-образной трубкой 4, наполненной гранули-

В соответствии с данными, приведенными на рис. Х-3, можно использовать для характеристики состояния катализатора температуру в реакторах. В любой 'момент времени температура Т,

Температура на входе в реакторы риформинга устанавливается в начале реакционного цикла на уровне, обеспечивающем заданное качество катализата — октановое число или концентрацию ароматических углеводородов. Обычно начальная температура лежит в пределах 480—500 °С и лишь при работе в очень жестких условиях составляет 510 °С. По мере закоксовывания катализатора температуру на входе в реакторы повышают, поддерживая постоянное качество катализата, причем средний за меж-регенерационный цикл темп подъема температуры лежит обычно в пределах 0,5—2 град/мес. Максимальная температура риформинга равна 520—543 ?С .

Температуру в реакторе можно поддерживать на заданном уровне, изменяя следующие три величины: температуру регенерированного катализатора, температуру сырья и кратность циркуляции катализатора.

3. Вспомогательные добавки улучшают или придают некото — рые специфические физико-химические и механические свойства пеолитсодержащих алюмосиликатных катализаторов крекинга. ЦСК без вспомогательных добавок не могут полностью удовлетворять всему комплексу требований, предъявляемых к современным промышленным катализаторам крекинга. Так, матрица и активный компонент — цеолит, входящий в состав ЦСК, обладают только кислотной активностью, в то время как для организации интенсивной регенерации закоксованного катализатора требуется наличие металлических центров, катализирующих реакции окислительно—восстановительного типа. Современные и перспективные процессы каталитического крекинга требуют улучшения и оптимизации дополнительно таких свойств ЦСК, как износостойкость, механическая прочность, текучесть, стойкость к отравляющему воздействию металлов сырья и т.д., а также тех свойств, которые обеспечивают экологическую чистоту газовых выбросов в атмосферу.

По изменению концентрации азота в смеси в результате адсорбции рассчитывалась степень заполнения поверхности азотом по времени адсорбции. По мере отработки катализатора снижается скорость адсорбции азота . Если для 75%-ного заполнения внутренней поверхности свежего образца узкопористого катализатора требуется 1,4 мин, то для образцов, проработавших на остаточном сырье в течение 100, 427 и 1660 ч, требуется 1,95 , 2,35 и 3,3 мин соответственно. Скорость адсорбции на катализаторе, характеризующемся более широкопористой структурой, значительно больше, чем на образце катализатора с узкопористой структурой и меньше изменяется при отработке катализатора: 75% внутренней поверхности заполняется азотом на свежем широкопористом катализаторе за 0,8 мин, а на проработавшем 8000 ч за 0,95 мин по сравнению с 1,4 мин для свежего узкопористого катализатора. Одновременно в процессе переработки остаточного сырья происходит снижение удельной поверхности и активности катализатора, вызванное отложением кокса и металлов на внутренней поверхности гранул .

Чем выше должна быть равновесная активность, тем большее • количество свежего катализатора требуется вводить в систему.

Распространенность процесса этого типа объясняется его большой гибкостью, позволяющей перерабатывать разнообразные виды сырья и проектировать установки мощностью от нескольких сот до 10—15 тыс. т/сут. Для регенерации катализатора требуется более простое конструктивное оформление.

23 — содержание кислорода в воздухе в % вес. Из опыта эксплуатации установок каталитического крекинга нефтяного сырья известно, что для сжигания 1 кг кокса, находящегося на поверхности отработанного катализатора, требуется от 12,5 до 13,5 кг воздуха.

и для восстановления катализатора требуется тр суток, то средний доход

Просушенный катализатор прибавляют к раствору KN03. Количество азотнокислого калия должно быть таким, чтобы молярное соотношение К и Сг в катализаторе составляло 0,14. Весь этот раствор должен быть полностью адсорбирован катализатором. Затем катализатор пропускают через пресс и полученные «колбаски» просушивают 5 ч в сушильном шкафу. Охлажденный катализатор загружают в каталитическую трубку, помещают в трубчатую электрическую печь и пропускают через него водород: вначале при комнатной температуре 15—20 мин, затем при постепенном нагревании печи до 490° С и, наконец, при 490° С в течение 4 ч. Обычно для восстановления катализатора требуется около 5 л водорода.

При переработке остаточного сырья с высоким содержанием тяжелых металлов для поддержания необходимого уровня равновесной активности катализатора требуется резко увеличить расход свежего катализатора по сравнению с обычным дистиллятным сырьем . Хотя при современном уровне цен на сырье стоимость катализатора не играет столь большой роли в экономике процесса, как раньше, чрезмерно высокий расход свежего катализатора обычно приводит к тому, что работа установок ККФ становится нерентабельной. Полагают, что благоприятное остаточное сырье — мазуты с содержанием ванадия до 5 мг/кг и коксуемостью по Конрадсону ниже 5% —можно перерабатывать на обычных установках ККФ. При этом расход свежего катализатора увеличивается в допустимых пределах.

Изомеризация происходит под влиянием катализаторов кислотного типа. Среди них наиболее активен хлористый алюминий, способный вызывать реакцию в жидкой фазе уже при 50 °С. В при-суствии гетерогенного алюмосиликатного катализатора требуется более высокая температура , и процесс проводят в 'азовой фазе. В последнее время получили распространение и цеолитные катализаторы. В любом случае реакция протекает че-pe:i промежуточное образование 0-комплексов, образующихся из ар эматического соединения и протона, генерируемого катализатором. Дальнейший процесс состоит в образовании я-комплекса и миграции метальной группы к соседнему углеродному атому с последующей отдачей протона:

Наиболее распространенным катализатором для этого процесса является фосфорная кислота на твердом носителе . Выбор параметров процесса наряду с отмеченными ранее факторами обусловлен экономическими соображениями, особенно снижением энергетических затрат на получение пара и рециркуляцию непревращенных веществ. Температура противоположным образом влияет на равновесие и на скорость; кроме того, ее повышение ведет к усиленной полимеризации олефина и уносу фосфорной кислоты с носителя. Поэтому гидратацию этилена ведут при 260—300°С, когда для поддержания нужной концентрации Н3РО4 в поверхностной пленке катализатора требуется высокое парциальное давление водяного пара . Чтобы повысить степень конверсии водяного пара, получить не слишком разбавленный спирт и этим снизить расход энергии, работают при некотором избытке этилена . Это предопределяет выбор общего давления 7—8 МПа, когда рав-новесьая степень конверсии этилена равна 8—10%. Однако фактическую степень конверсии поддерживают на уровне 4%, что позволяет работать при достаточно высоких объемной скорости и удельной производительности катализатора по спирту , получая после конденсации 15%-ный эта но;:.

В связи с переработкой остаточного сырья разработана схема двухстадийной регенерации катализатора, протекающей в двух последовательно соосно расположенных аппаратах, как это показано на рис. 5.9. В нижнем регенераторе первой ступени при частичной и недостаточной подаче воздуха сгорает основная часть водорода и незначительная часть углерода. При этом защитная оболочка из углерода кокса предохраняет ванадий от окисления и образования с цеолитом низкоплавкой эвтектики, вызывающей разрушение кристаллической структуры цеолита. Двухстадийная регенерация обеспечивает снижение содержания остаточного кокса с 0,2 до 0,05%. Благодаря этому на 3—4% увеличивается выход бензина, снижается кратность циркуляции катализатора, требуется меньший предварительный нагрев сырья. В случае необходимости температуру регенерированного катализатора можно регулировать с помощью холодильника, расположенного на выходе из верхнего регенератора.