Главная -> Словарь

Регенерировать катализатор

На регенерированном катализаторе ведут синтез до тех пор, пока начальная температура 18'0° не будет постепенно повышена до 190—

Содержание кокса на отводимом из реактора катализаторе составляет от 0,8 до 1,5%, а на регенерированном катализаторе около 0,5% вес. Количество добавляемого в систему свежего катализатора составляет 0,10—0,30 т на 100 т исходного сырья.

Кроме указанных случаев , выключение реактора может быть вызвано и рядом других причин. Некоторые из этих причин связаны непосредственно с работой самого реактора . Другими причинами выключения могут быть повышенное содержание кокса на регенерированном катализаторе, прекращение подачи воды в змеевики регенератора или их разрыв, прогар трубы в печи, слишком сильное разрушение катализатора или нарушение его циркуляции и длительная посадка дозеров. Во всех этих случаях реактор выключается обычным порядком .

Повышенное содержание кокса на регенерированном катализаторе при повторном коксоотложении на нем способствует разрушению катализатора. Для более полного выжига кокса увеличивают подачу воздуха в регенератор, на короткое время повышают температуру воздуха и таким образом доводят температуру процесса регенерации до указанной в технологической карте.

Если принятые меры не дают желаемого результата, то продолжают регенерацию с прекращением подачи сырья в реактор. Только доведя содержание кокса на регенерированном катализаторе да нормальной величины , постепенно восстанавливают подачу сырья. Раньше этого включение реактора категорически воспрещается.

Причинами увеличенного количества крошки в потоке катализатора могут быть чрезмерное закоксовывание катализатора, попадание воды в регенератор из-за разрыва труб змеевика водяного охлаждения, повышение температуры в регенераторе, недопустимо высокие скорости движения дымовых газов в пневмоподъем-никах и т. д. Если содержание кокса на регенерированном катализаторе превышает 0,4%, то выключают подачу в реактор паров сырья, не прекращая регенерации катализатора. Реактор включают только при содержании кокса на катализаторе, выходящем из регенератора, не более 0,1—0,2%. Усиленное образование крошки возможно также при попадании воды в регенератор. В этом случае следует прекратить подачу сырья в реактор и воздуха в регенератор и принять необходимые меры.

При лабораторном контроле качества катализатора регулярно определяю! насыпной вес, содержание кокса на отработанном и регенерированном катализаторе, размеры частиц , индекс активности и механическую прочность.

sf — содержание кокса на регенерированном катализаторе в % вес.:

Пример 2 Производительность реактора В = 100 т/час свежего сырья. Вы: од кокса kc = 5 т/час. Допустимое содержание кокса на выходящем из реактора катализаторе . SK = 1,6% вес. • Содержание sp кокса на регенерированном катализаторе в среднем равно 0.2% вес. Определить весовую кратность циркуляции катализатора 1.

Показатели работы реакторов установок флюид: весовая кратность циркуляция катализатора 6—15; конечная температура нагрева сырья перед смешением с катализатором от 200 до 360°; температура в рабочей зоне реактора 450—510°; давление в реакторе 0,7—1,8 а/там; содержание кокса на регенерированном катализаторе около 0,5% вес. и отводимом из реактора 0,8—1,8% вес.; количество добавляемого в систему свежего катализатора 0,10—0,30 от на 100 т исходного дистиллятного сырья.

В табл. 29 приведены в качестве примера данные, характеризующие влияние глубины превращения при постоянной температуре на выходы и основные качества продуктов крекинга одного из прямогонных соляровых дистиллятов. Этот дистиллят удельного веса 0,868 подвергали крекингу на непрерывно действующей пилотной установке в псевдоожиженном слое синтетического алюмо-силикатного катализатора при следующих условиях: температура 483°, кратность циркуляции катализатора 10, содержание кокса на регенерированном катализаторе 0,5% вес., давление в реакторе около 0,35 а/гам .

Повышение универсальности процессов гидрокрекинга и вовлечение в их сырьевую базу тяжелых дистиллятов, остатков и сырой нефти определили необходимость подбора усовершенствованных стационарных катализаторов гидрокрекинга * с целью получения малосернистого котельного топлива, а также разработки специальных технологических схем, позволяющих непрерывно регенерировать катализатор. Это так называемые системы с трехфазным псевдоожи-женным слоем, разрабатываемые в США и СССР 328- 329- 363- 377, и деструктивная гидрогенизация в циркулирующем потоке катализатора **, создаваемая в СССР. В этих процессах тяжелое сырье образует жидкую фазу со взвешенным катализатором, в которую подается сжатый водород. Катализатор либо непрерывно отбирается для регенерации, а в систему добавляется регенерированный и свежий через специальное устройство , либо непрерывно циркулирует между реактором и регенератором . Эти процессы, как видно из табл. 4, также прошли большой путь, видоизменяясь и приспосабливаясь к все менее благоприятному сырью ***. Как и в процессах со стационарным слоем, решающим направлением было усовершенствование катализаторов. Так, например, разработка специального микросферического катализатора для процесса Н-011звз 412 позволила значительно упростить процесс, увеличить глубину превращения сырья, снизить капитальные затраты.

Ядами катализатора являются органические соединения азота, нейтрализующие кислоту; кислород в концентрации 0,002% вызывает отложение тяжелых смолистых веществ на поверхности катализатора. Для предотвращения дегидратации и дезактивации катализатора в реакционную смесь добавляют небольшое количество воды или изопропиловый спирт. Регенерировать катализатор можно обработкой триэтилфосфатом .

Для переноса максимального количества серы из регенератора в реактор требуется соблюдать определенные условия. В частности, необходимо содержание кокса на катализаторе поддерживать на низком уровне, регенерировать катализатор в избытке воздуха и располагать большим числом активных центров на каталитической поверхности. Предполагается, что этот вариант может в экономическом отношении конкурировать с традиционными методами очистки . Если серы в сырье более 2,0% , в коксе содержание ее такое, что степень извлечения оксидов серы из газов регенерации составляет менее 50%. Поэтому в настоящее время проводят исследования с целью создания катализаторов, позволяющих улавливать до 80-90% оксидов серы.

В реакциях с любыми органическими соединениями на поверхности катализатора всегда откладываются пленки углеродных продуктов. Этим объясняется дезактивация катализатора в процессе гидрогенолиза при продолжительной его работе, когда о присутствии специфически действующих ядов не может быть и речи. Удаление таких пленок должно регенерировать катализатор при условии, если они не изменили существенно строение его поверхностного слоя.

При риформинге сырья на установках 35-11 на катализаторе отлагается кокс, количество которого может достигать 3—6 вес. % от катализатора. Проведенные исследования показали, что окислительная регенерация катализатора примерно при 550 °С ведет к его частичной дезактивации и что ее нужно проводить при более низких температурах . Регенерировать катализатор начинают при 300°С; после резкого замедления скорости горения кокса температуру постепенно повышают. Регенерацию осуществ-

Дальнейшее повышение давления влияет на процесс незначительно. Поэтому на промышленных установках гидроочистки общее давление поддерживают в пределах от 3 до 5 МПа. Надо иметь в виду, что чем выше давление, тем меньше кокса отлагается на катализаторе. Однако с повышением давления даже до 20 МПа образование кокса хотя в целом и уменьшается, но не предупреждает быстрого отложения кокса в начальном периоде процесса. Поэтому экономичнее периодически регенерировать Катализатор, чем использовать тяжелое и дорогостоящее оборудование для поддержания в системе давления 20 МПа.

Выжигание этих коксообразных или сажистых отложений кислородом воздуха при умеренных температурах позволяет во многих случаях легко регенерировать катализатор и восстановить его первоначальную активность. Однако ядом для катализатора могут быть не только продукты побочных реакций, покрывающие поверхность катализатора, но он посторонние примеси, при том в таких это уже яд, отравляющий катализатор.

Установки первого типа требуют периодической остановки для регенерации катализатора. Продолжительность работы установки зависит от состава сырья и режима работы и составляет от 2-х месяцев до года. Это снижает производительность установок. Компромисным решением является строительство установок с резервным реактором, который позволяет периодически регенерировать катализатор не прерывая работы установки. Однако это увеличивает капитальные затраты и усложняет технологическую схему. Установки этих типов больше не строятся и по мере износа заменяются на современные.

Пониженное давление, свойственное риформингу в присутствии полиметаллических катализаторов, увеличивает возможность за-коксовывания катализаторов. Чтобы процесс был непрерывным, приходится обращаться к регенеративной форме ' или к полурегенеративному варианту . Наиболее радикальным выходом является непрерывный вывод из реактора, последнего по ходу сырья, частично дезактивированного катализатора в отдельно расположенный регенератор и непрерывное возвращение, регенерированного катализатора в реакторный блок. Таким образом активность катализатора поддерживают близкой к активности свежего. Перемещение катализатора осуществляют со скоростью, определяемой желаемой жесткостью процесса. Возможен вариант с непрерывным удалением небольшой доли катализатора на регенерацию с последующим возвратом его в систему, но в этом случае сложно поддерживать постоянную активность, одинаковую для всех частиц катализатора.

Эти первые опыты пробудили интерес к явлению каталитического осаждения асфальтенов и позволили оценить повышение качества котельных топлив в результате их деасфальтизации. Однако в лабораторных условиях применение стационарного слоя катализатора возможно лишь при переработке нефтей, содержащих 1—2% асфальтенов. При более высоком содержании асфальтенов и смол отложения кокса на катализаторе резко снижают его активность. В этом случае возникает необходимость часто регенерировать катализатор для поддержания высокой его активности и предотвращения забивания реакционной камеры.

Процесс получения 1,2-дихлорэтана окислительным хлорированием этилена состоит из двух основных стадий: синтеза 1,2-дихлор-этана и его выделения. При этом в реакторе протекают две реакции 15.9 и 15.10, т. е. наблюдается совмещение двух реакций в одном аппарате . Реакция 15.9 направлена на получение целевого продукта 1,2-дихлорэтана, а реакция 15.10 позволяет регенерировать катализатор, а именно превращать неактивную форму См2СУ2 в активную форму СмС/2 в присутствии ЯС/и 02.