Главная -> Словарь

Катализатором составляет

втором реакторе катализатора WS2 на терране «новым» катализатором содержание бензина повышается до 42%, а содержание дизельного топлива и тяжелого масла составляет соответственно 51 и 7%. Одновременно повышается качество бензинов. При бензинировании газойля над катализатором WS2 на терране бензин содержит 8% ароматических углеводородов и имеет октановое число 76 , а над новым катализатором — соответственно 17,5% и 83

бензина снижается на 15,6—55,7 единиц в зависимости от температуры крекинга сырья. Содержание серы в бензине за первые 3—4 с контакта уменьшается в среднем с 0,7 до 0,32 вес. %. При увеличении времени контакта сырья с катализатором содержание серы в легком каталитическом газойле несколько возрастает, а изменение йодного числа зависит от температуры крекинга сырья . Относительное содержание парафинов и непредельных углеводородов во фракции 198—350 °С уменьшается в результате реакций крекинга, циклизации и конденсации углеводородов, а концентрация ароматических углеводородов возрастает тем больше, чем выше температура в реакторе и чем больше продолжительность контакта сырья с катализатором.

Полнота выжига кокса и полнота использования кислорода воздуха являются требованиями, взаимно противоположными. При температуре регенерации 540° выжиг первых 30% имеющегося кокса достигается с хорошим использованием воздуха; содержание кислорода в отходящих газах не превышает 5% при некоторой определенной толщине слоя. При выжиге следую-» щих 40% кокса отходящие газы содержат кислорода уже значительно больше. Полнота выжига достигается путем продувки значительных количеств воздуха и малым использованием кислорода. В общем же удовлетворительные результаты выжига достигаются тем, что отдельные секции регенератора не одинаковы по высоте. Каждая секция регенератора рассчитана на выжиг определенного количества кокса. Примерно 23—25% выделяющегося при этом тепла расходуется на нагрев воздуха, остальные 75—77%, не считая потерь, уносятся водой и самим катализатором.

В присутствии платинированной окиси алюминия, обычно являющейся гидрирующим катализатором, содержание алкенов в продуктах крекинга снижалось; уменьшался и выход водорода.

ства камфена катализатором. Содержание лимонена в данный

Используемые катализаторы значительно лучше адсорбируют пинен, чем продукты его превращения. К тому же в начале реакции концентрация пинена очень велика по сравнению с концентрацией продуктов реакции. Поэтому адсорбционное равновесие на поверхности полностью сдвинуто в сторону пинена. Однако к концу реакции содержание пинена падает настолько, что его концентрация уже перестает обеспечивать полное насыщение поверхности катализатора, а концентрация продуктов реакции возрастает настолько, что они уже могут сорбироваться в заметном количестве на поверхности катализатора. Когда в растворе останется 30% пинена, в нем окажется около 45% камфена, что дает основание для адсорбции заметного количества камфена катализатором. Содержание лимонена в данный момент будет лишь около 12—13%, его адсорбция остается незначительной, поэтому вторичные превращения лимонена не происходят. Когда концентрация пинена понизится до 10%, концентрация лимонена возрастает до 15—16%, в результате чего создаются условия для его адсорбции наряду с адсорбцией пинена и начинаются вторичные превращения. Помимо этого, надо считаться и с тем, что адсорбция пинена на участках поверхности катализатора, где образуются камфен и моноциклические терпены, различная, т. е. эти участки имеют разные изотермы адсорбции. Полное насыщение участков поверхности, где образуются моноциклические терпены, происходит при более низких концентрациях пинена в растворе, чем насыщение тех участков поверхности, где образуется камфен. Это общая особенность протекания многих параллельных реакций . Все вышеизложенное не учитывало тот факт, что в слое жидкости, окружающей частицу катализатора, может быть более низкая концентрация пинена, чем среднее его содержание в изо-меризате, и более высокое содержание продуктов реакции, а это может происходить в целом ряде случаев, и чем больше будет разница между средней концентрацией пинена в растворе и

2. Получаемая смесь углеводородов содержит большое количество непредельных этиленовых углеводородов. При синтезе с железным катализатором содержание их может достигать 70—80%.

Каменноугольная паста с суспендированным катализатором; содержание в угле С — 82% 700 650 300 200 220 300 700 480 480 470 470 475 475 450 1,02 1,85 1,40 0,98 1,30 1,0 0,7 0,42 0,83 0,63 0,44 0,58 0,35 0,435 0,123 0,282 0,349 0,333 0,187 0,096 0,240 0,127 0,410 0,3d2 0,203 0,102 59,0 54,3 44,9 38,4 55,5 64,0 38,0

Для катализаторов — сернистый вольфрам на носителе — требуется предварительное гидрирование сырья. По групповому составу бензина выделяется катализатор WS2 на носителе, если пропускать над ним сырье, не подвергнутое предварительному гидрированию. Как показывают результаты анализа бензина, полученного над последним катализатором, содержание ароматических углеводородов очень высоко, вследствие чего возрастает и октановое число бензина. Однако, как уже отмечалось,

Содержание твердого парафина в трех образцах продуктов, полученных при синтезе над железо-медными катализаторами, на 25—100% выше, чем в продуктах синтеза над кобальтовыми катализаторами. Синтез над остальными катализаторами дает выходы парафина, меньшие или близкие к выходу над катализатором Со-ТпО2-М?О~кизельгур.

Монозамещенные анизола и фенетола обычно образуются в виде орто-и пара-изомеров. В реакции анизола и фенетола с бутеном-2 главными продуктами являются орто-изомеры, а при алкилировании анизола пентеном-2, циклогексеном, пипериленом и а-метилстиролом в качестве основных продуктов получаются пара-замещенные. Так, при алкилировании анизола бутеном-2 в присутствии BF3-H3P04 относительное содержание о-втор.бутиланизола в алкилате составляет 45,5%, а /г-втор.бутиланизола 27,4%. При алкилировании анизола пентеном-2 с этим же катализатором содержание в продуктах реакции тг-втор.амиланизола составляет 80%. В реакции анизола с а-метилстиролом получается только пара-производное.

Время контакта газов с катализатором составляет примерно 0,7 сек., превращение за проход 1%. Поэтому на 100 л циркулирующего газа подается 1 л свежего газа. Суммарная глубина превращения около 80%, содержание углекислоты в остаточном газе 30—45%.

За рубежом мощность установок каталитического крекинга с циркулирующим микросферическим катализатором составляет 500—3000 тыс. т в год по сырью. Созданы и действуют также несколько установок по каталитическому крекингу мазута на микросферическом цеолитсодержащем катализаторе мощностью 800—2500 тыс. т в год по сырью.

Принципиальная схема установки сухой деметаллизации. Производительность установки деметаллизации зависит от допустимого содержания никеля на циркулирующем катализаторе. По нашим расчетам, производительность установки деметаллизации для условий установки 43-102 с шариковым катализатором составляет 10 т/сут, а с пылевидным катализатором на установке 1-А — 17,3 т/сут. Ниже описана технологическая схема установки деметаллизации.

Завод для промышленной дегидрогенизации газообразных парафинов состоит главным образом из трубчатой печи, камер с катализатором и установки для отделения водорода . Продолжительность рабочего цикла камеры с катализатором составляет приблизительно 1 час, после чего в работу включают другую камеру, а катализатор в первой камере подвергается регенерации. Регенерация катализатора заключается в пропускании определенного количества воздуха в смеси с дымовыми газами или водяным паром с целью выжигания отложившегося кокса па катализаторе, обычно при температуре ниже 900е С.

Кроме сероводорода используют также другие серосодержащие соединения, легко гидрирующиеся до HjS, которые дозируют в сырьевой поток. Содержание серы, связанной с катализатором, составляет 4—6 %.

2. Разница в затратах на 1 т катализата на установке с платиновым катализатором против затрат на установках с молибденовым катализатором составляет: при работе на узкой фракции — 66,6 руб., при работе на широкой фракции — 49,9 руб.

Очищенный воздух с помощью воздуходувки подается в теплообменник 2, где нагревается за счет тепла контактных газов. В трубопровод после теплообменника впрыскивается метанол. Нагретая до 180°С спиртовоздушная смесь, содержащая 6—7% метанола, поступает в верхнюю часть реактора 3. Температура внутри трубок с катализатором составляет 360— 380 °С, а в межтрубном пространстве 250—290 °С. Термостатиро-вание реактора осуществляется с помощью нагретого теплоносителя . По данным фирмы Montecatini , срок службы оксидного катализатора составляет около полутора лет, причем производительность 1 кг катализатора превышает 20 т

Величина кратности циркуляции на установках с подвижным крупношариковым катализатором составляет 1,8—6,5, а на установках с пылевидным катализатором 7—14.

тщательной осушке бутан / в газообразном состоянии нагревают в теплообменнике /, а затем в специальной печи 2 до температуры, близкой к температуре реакции. Нагретый бутан вводится в реактор 3 , представляющий собой трубчатый аппарат, в трубках которого размещается катализатор. Требуемую температуру в реакционной зоне поддерживают пропусканием горячих дымовых газов в межтрубном пространстве параллельно движению бутана в трубах. Оптимальная температура реакции зависит от типа катализатора и в случае работы с хромовым катализатором составляет 570° С. Выйдя из реактора, продукты реакции поступают в сырьевой теплообменник /, где QHH охлаждаются поступающим бутаном. Далее продукты реакции через холодильник 4 направляются в скруббер 5, который орошается циркулирующим холодным маслом // для отмывки жидких продуктов, образовавшихся в результате воздействия высокой температуры на бутан. Затем охлажденный газ сжимают компрессором 6, охлаждают в холодильнике 7 и подают в сепаратор 8. При этом отделяются .углеводороды С4 а водород и низкомолекулярные продукты /// поступают на дополнительную промывку маслом. Фракция C4 из сепаратора 8 направляется на фракционирование.

Степень превращения со свежим катализатором составляет 98% за один проход. Продукт состоит почти полностью из ацетона и содержит только незначительное количество пропилена и диизо-пропилового эфира.

Рассмотрение общего случая затруднительно, поэтому рассмотрим случай, когда реакционная способность веществ А\, А2 ..... Ап с катализатором составляет ряд