Глава XXIV реакционные аппараты

ОСНОВНЫЕ ТИПЫ РЕАКЦИОННЫХ АППАРАТОВ

Выбор типа реактора для осуществления данного химичес­кого процесса зависит от многих факторов, из которых важнейшими яв­ляются: необходимость использования катализатора, его свойства и рас­ход; термодинамические особенности процесса — адиабатические, изотер­мические или политропические условия проведения химической реакции; методы теплообмена, используемые для обеспечения заданного темпера­турного режима в зоне реакции; свойства используемых теплоагентов; пе­риодическое или непрерывное осуществление процесса.

Простейшим типом реактора является пустотелый цилиндрический ап­парат, в котором реакция протекает в адиабатических условиях без ис­пользования катализатора или с небольшим его количеством, поступаю­щим в реактор вместе с исходным сырьем в виде суспензии, эмульсии или в газовой фазе. Такие реакционные аппараты используются для химичес­ких процессов, при осуществлении которых допустимо изменение (повы­шение или понижение) температуры в зоне реакции, обусловливаемое теп­ловым эффектом реакции (изотермической или эндотермической), без теп­лообмена с внешней средой (потерями тепла пренебрегаем). Подобные ус­ловия имеют место при малом тепловом эффекте реакции и при сравни­тельно небольшой глубине превращения, когда температура также мало изменяется или когда наблюдаемое изменение температуры не приводит к значительному изменению скорости основной реакции и усилению побоч­ных нежелательных реакций.

В некоторых случаях небольшое изменение температуры в адиабати­ческом реакторе достигается подачей вместе с сырьем инертного (не участ­вующего в реакции) вещества (теплоагента), которое поглощает (при экзо­термической реакции) или компенсирует (при эндотермической реакции) часть теплового эффекта реакции. Примером адиабатического реактора

является выносная реакционная камера термического крекинга, куда не­прерывно поступает исходное сырье, нагретое в трубчатой печи до 470 — 500 °С. Объем камеры выбирается с таким расчетом, чтобы паровая и жидкая части потока находились в аппарате в зоне высоких температур в течение отрезка времени, необходимого для достижения требуемой глуби­ны крекинга. Вследствие эндотермического эффекта реакции крекинга температура в реакционной камере понижается. Глубина крекинга может регулироваться изменением как температуры поступающего в реактор продукта, так и давления в камере; при изменении давления меняется объ­ем паровой фазы, а следовательно, и продолжительность пребывания ее в зоне реакции. При крекинге отлагающийся в камере кокс периодически (один раз в 1 —2 месяца) удаляется.

Реактор такого же типа используется в процессах коксования; в этом случае глубина крекинга высокая и кокс заполняет камеру примерно в те­чение суток, а затем его извлекают механическим разбуриванием или при помощи гидравлических резаков. Для обеспечения непрерывности работы установки обычно сооружают две камеры, попеременно переключаемые на поток сырья и резку и выгрузку кокса.

Примером пустотелого реактора, где катализатор используется в виде суспензии, является реактор для жидкофазной гидрогенизации под давле­нием до 70 МПа и температуре 480 °С; сырьем такого процесса является либо угольная паста — смесь измельченного угля с жидкими продуктами гидрогенизации, либо нефтяные остатки; катализатор в виде порошка предварительно смешивают с частью исходного сырья для получения кон­центрированной суспензии, которую затем уже смешивают с основной ча­стью сырья. В реакторах этого типа через штуцеры, расположенные в стенках аппарата, предусматривается подача охлаждающего водорода, что и предотвращает повышение температуры, обусловленное экзотермичес­ким эффектом реакции гидрогенизации.

Широко применяются в промышленности адиабатические реакторы для каталитических процессов, выполненные в виде цилиндрических аппа­ратов и заполненных стационарным слоем гранулированного катализатора, работающие сравнительно длительный отрезок времени без регенерации или вообще не подлежащие регенерации. В этих аппаратах катализатор располагается либо в виде одного слоя по всей рабочей высоте реактора, либо в виде отдельных слоев, размещаемых на перфорированных опор­ных решетках, через которые свободно проходят пары сырья и не просы­пается катализатор. Послойное расположение катализатора осуществляют в тех случаях, когда катализатор не обладает высокой механической проч­ностью. При большой высоте слоя катализатор может раздавливаться и уплотняться, что приводит к повышенному сопротивлению потока сырья и неравномерности его распределения по сечению аппарата.

Такие реакторы различают также и по способу распределения и на­правлению движения сырья: с радиальным движением сырья (рис. XXIV-1) или с аксиальным (рис.XXIV-2). Реакторы с радиальным движением сырья применяют в случаях, когда среда находится только в жидком или парога­зовом состоянии. Радиальное движение обеспечивает меньшие потери на­пора потоку сырья.

Для возможности ведения химического процесса в адиабатических условиях используют также ступенчатое регулирование температурного режима в реакторе. В этом случае весь реакционный объем, необходимый

Рис. XXIV-1. Реактор ката­литического риформинга с радиальным движением сырья:

1. — штуцер ввода сырья;

2. —распределитель сырья;

3. — корпус; 4 —короба;

5 — сборник продуктов ре­акции; 6 — штуцер вы­

грузки катализатора; 7 — штуцер вывода продук­тов реакции; 8— опора;

9. —муфта для термопары;

10. — цилиндрический ста­кан; 11— многозонная тер­мопара. Потоки:1— сырье;

11. —продукты реакции

Рис. XXIV-2. Реактор гидро­очистки дизельного топлива с аксиальным движением сырья:

1. — распределительная тарелка;

2. —фильтрующее устройство;

3. — корпус; 4 —решетка колос­

никовая; 5 — коллектор для ввода пара; 6 — фарфоровые шары; 7 — опорное кольцо; 8 —опора;9, 11 —штуцер для выгрузки

катализатора; 10, 12— термо­

пары. Потоки: / — сырье; II — продукты реакции

для завершения реакции с заданной глубиной превращения, разбивают на несколько последовательно соединенных адиабатических реакторов. На потоке при переходе из одного реактора в другой устанавливают тепло­обменную поверхность, через которую подводят или отводят тепло для обеспечения необходимого температурного режима в последующем реак­торе. Допустимое изменение температуры в каждом реакторе достигается ограничением степени превращения, в частности, за счет изменения объема катализатора.

Подобные реакционные аппараты со ступенчатым регулированием температуры широко используют на установках каталитического рифор­минга. Обычно на таких установках сооружают три последовательно соединенных реактора, причем поток после первого и второго реакторов поступает в трубчатую печь, где ему дополнительно сообщается тепло, компенсирующее потери эндотермической реакции.

Реактор каталитического риформинга по своему технологическому оформлению должен удовлетворять ряду требований — обеспечивать за­данную производительность установки по сырью, иметь необходимый ре­акционный объем, создавать требуемую для риформирования поверхность контакта взаимодействующих фаз, поддерживать необходимый теплооб­мен в процессе и уровень активности катализатора. Кроме того, должен обладать минимальным гидравлическим сопротивлением и обеспечивать равномерное распределение газосырьевого потока по всему реакционному объему. Уменьшение сопротивления потоку позволяет снизить рабочее давление в реакторе, что в свою очередь ведет к уменьшению толщины его стенки и, следовательно, к снижению металлоемкости всего реактора. Не­однородность распределения потока влияет на производительность реакто­ра, приводит к неравномерности отложения кокса на катализаторе.

Реактор каталитического риформинга с радиальным движением сырья (см. рис. XXIV-1) имеет корпус 3,выполненный с эллиптическими днища­ми и изолированный изнутри слоем торкретбетона толщиной 100 мм. По периферии реактора размещены 60 вертикальных коробов4, стенки кото­рых, обращенные к катализатору, перфорированы.

По оси аппарата установлен сборник вывода продуктов реакции 5, выполненный в виде перфорированной трубы. На трубе снаружи укреплен слой крупной и мелкой сеток, предотвращающий унос катализатора в сборную трубу. Сырье вводится сверху через распределитель2,поступает в перфорированные короба, а затем, пройдя в радиальном направлении че­рез слой катализатора, собирается в сборнике5и выводится через штуцер 7 снизу аппарата.

В верхней части слоя катализатора имеется цилиндрический стакан 10, который при оседании слоя катализатора во время эксплуатации аппарата остается погруженным в слой катализатора и предотвращает проход среды над слоем катализатора. Для выгрузки катализатора при его смене на ниж­нем днище предусмотрен наклонный штуцер6.

Для контроля за температурой внутри реактора установлены три мно­гозонные термопары 11.Предусмотрен контроль за температурой стенки корпуса снаружи термопарами, для чего к корпусу приварены муфты9.

Осмотр и монтаж внутренних устройств аппарата и загрузку катали­затора выполняют через верхний штуцер ввода сырья 1диаметром 800 мм.

Реактор гидроочистки дизельного топлива с аксиальным движением сырья (см. рис. XXIV-2) имеет корпус3,изолированный снаружи. В

реакторе размещены два слоя катализатора, через которые сверху вниз проходит сырье. Каждый слой катализатора защищен от динамического воздействия потока среды слоем фарфоровых шаров 6.

В верхней части реактора установлена распределительная тарелка 1с патрубками, под которой размещено фильтрующее устройство 2, состо­ящее из цилиндрических корзин, погруженных в слой катализатора. Корзины сварены из прутка и обтянуты сбоку и снизу сеткой. Сверху корзины открыты. В корзинах и верхней части слоя катализатора за­держиваются продукты коррозии и механические примеси.

Верхний слой катализатора поддерживается колосниковой решеткой 4, на которой уложены два слоя сетки и слой фарфоровых шаров. В пространстве между верхним и нижним слоями катализатора находится коллектор5для ввода пара.

В нижней части реактора размещен слой фарфоровых шаров, служа­щих опорой для нижнего слоя катализатора и обеспечивающий равномер­ный вывод продуктов реакции из аппарата. В верхнем днище имеются три штуцера для установки многозонных термопар 12,контролирующих тем­пературное поле в слое катализатора, кроме того, предусмотрена термопа­ра в средней части реактора.

Катализатор выгружается из верхнего слоя через штуцер 11в стенке аппарата, из нижнего слоя через дренажную трубу и штуцер в нижнем днище9.В стенке реактора между верхним и нижним слоями катализато­ра установлен люк. В нижней части имеются скобы для удобства обслужи­вания и ремонта.

Для аппаратов со стационарным слоем катализатора разработаны спе­циальные энергосберегающие катализаторы, совмещающие функции ката­лизатора и массообменной насадки. Применение таких катализаторов в реакторах позволяет снизить гидравлическое сопротивление насыпного слоя и энергозатраты при прохождении потока через слой, интенсифици­ровать тепло- и массообмен, повысить степень использования объема гра­нулы и увеличить срок эксплуатации катализатора. На рис. XXIV-3 показа­ны формы энергосберегающих катализаторов, выпускаемых ОАО ''Рязан­ский НПЗ". Гранулы катализатора имеют форму цилиндров, одно- и мно­гоканальных трубок, колец, звезд, размер гранул изменяется от 2,0 до 6,5. Энергосберегающие формованные катализаторы обладают высокой меха­нической прочностью, что позволяет использовать в процессе его пневмо- транспортные загрузку и выгрузку.

В "Ярсинтезе" для реакционно-ректификационных аппаратов при производстве метил-трет-бутилового эфира разработаны сульфоионитные катализаторы в форме цилиндров или колец размером 5 — 20 мм, по­зволяющие по сравнению с обычными катализаторами с размерами частиц до 0,5 мм в 10 — 20 раз увеличить линейные скорости потоков в слое.

Рис. XXIV-3. Форма гранул энергосбере­гающего катализатора, выпускаемого ОАО "Рязанский НПЗ"

В промышленной практике также применяются пустотелые цилинд­рические или змеевиковые реакционные аппараты с поверхностным теплообменом, характеризующиеся политропическими условиями ведения процесса. В качестве примера использования такого типа реакторов можно привести реактор для полимеризации этилена под высоким давлением. Тепло реакции из аппарата отводится испаряющейся водой в пароводяной рубашке, расположенной на боковой поверхности реактора. Для выравнивания температуры в реакторе и лучшего теплообмена с его внутренней поверхностью в аппарате размещают перемешивающее устройство.

В качестве реакторов процессов термического крекинга и пиролиза используются змеевики, размещаемые в трубчатых печах. В этом случае эндотермическое тепло реакции в аппарате компенсируется подводом тепла от дымовых газов через поверхность змеевика печных труб. Для осуществления пиролиза жидкого и газообразного нефтяного сырья используются многопоточные печи с жаропрочными трубами, позволя­ющими вести процесс при температуре 750 — 850 °С.

К аппаратам политропического типа относятся реакторы, выпол­ненные в виде кожухотрубчатых теплообменных аппаратов, у которых обычно трубное пространство заполнено гранулированным катализатором и является таким образом реакционным объемом, а через межтрубное пространство пропускается агент, осуществляющий теплообмен через поверхность трубок. Такое конструктивное оформление реактора по­зволяет иметь сравнительно развитую поверхность теплообмена и не­большой толщины в направлении потока тепла слой катализатора, а следовательно, и сравнительно небольшое различие температур в слое катализатора. Последнее обстоятельство является особенно важным для реакций, которые эффективно протекают только в узких температурных пределах.

В аппаратах, где реакции экзотермические и температурный режим относительно невысок, отвод тепла зачастую осуществляют водой, испаря­ющейся в межтрубном пространстве. Использование испаряющейся воды в качестве теплоагента позволяет иметь заданную температуру в любой части теплообменной поверхности, изменяя давление испаряющейся воды, мож­но регулировать температурный режим процесса. При изменении давления в межтрубном пространстве изменяется температура кипения воды, раз­ность температур между теплообменивающимися средами, а следовательно, и теплосъем.

К реакторам политропического типа относятся также аппараты, кон­структивно оформленные по аналогии с теплообменниками типа «труба в трубе»: во внутренней трубе размещается катализатор, а через кольцевое пространство пропускается теплоагент.

Для осуществления химической реакции в изотермических условиях необходимо в аппарате обеспечить интенсивное перемешивание и высоко­эффективный теплообмен. В реакторах для таких процессов обычно ис­пользуют псевдоожиженные слои катализатора или теплоносителя, приме­няют различные смесительные устройства (мешалки) и т.п.

В качестве примера реактора с изотермическими условиями рассмот­рим аппараты, применяемые для процесса алкилирования изобутана бути- ленами с целью получения высокооктанового компонента бензина-алкила­та (изооктана). Реакция в аппарате осуществляется в жидкой фазе при

температуре 5—10 °С с использованием в качестве катализатора 95 — 98%- ной серной кислоты. Концентрация кислоты в реакционной смеси в зоне реакции составляет около 50 % (объемн.) при расходе катализатора, рав­ном 10—15 % массы продуктов алкилирования. С понижением ее концент­рации кислота срабатывается вследствие поглощения ею некоторых орга­нических соединений и воды, растворенной в исходном сырье. Для подав­ления реакции полимеризации бутиленов в зоне реакции обеспечивается значительный избыток циркулирующего изобутана.

На рис. XXIV-4 изображен горизонтальный реактор (контактор) сернокислотного алкилирования. Исходное сырье и кислота подаются в зону наиболее интенсивного смешения на вход пропеллерной мешалки 5. Далее смесь сырья и кислоты поступает в кольцевое пространство между корпусом1и циркуляционной трубой2,циркулируя по замкнутому контуру в трубчатом пучке, как это показано стрелками на рисунке. Для отвода тепла, выделяющегося при экзотермической реакции, внутри циркуляционной трубы размещается развитая поверхность теплообмена сU-образными теплообменными трубками4.Охлаждающим агентом явля­ются освобожденные от кислоты испаряющиеся продукты реакции. По­добные контакторы выполняются также и в виде вертикальных аппаратов с теплообменной поверхностью, выполненной из двойных трубок (свечи Фильда). Хладагентом в этом случае служит испаряющийся аммиак или пропан.

Для алкилирования изобутана бутиленами применяют также ка­скадный реактор (рис. XXIV-5), особенностью которого является отвод тепла за счет частичного испарения углеводородной фазы (в основном изобутана). В аппарате реакционная зона разделенаI-образными пере­городками3на ряд последовательно соединенных секций (см. рис.XXIV-5, пять секций). В каждую секцию вмонтирован цилиндрический контактор с пропеллерным насосом2.Циркулирующий изобутан вместе с серной кислотой поступает в головную часть аппарата4и проходит после­довательно все секции, образуя основной поток. Охлаждение в аппарате осуществляется испарением части углеводородов. Пары углеводородов отводят сверху, затем после компрессии и охлаждения их подают в головную часть аппарата, где, смешиваясь с основным циркулирующим потоком, снижают температуру потока до его рабочей температуры.

Рис. XXIV-4. Горизонтальный реактор алкилирования с турбосмесителем:

1 —корпус;2 —циркуляционная труба;3 —отражательные перегородки;4— трубчатый пучок; 5 — пропеллерная мешалка; 6 — привод. Потоки:I— хладагент;11 —продукты реакции;111 — кислота;IV —сырье

Рис. XXIV-5. Схема каскадного реактора сернокислотного алкилирования:

1— сливная перегородка; 2 — пропеллерный насос;3 —^-образная перегородка;4— головная часть аппарата;5— реакционные трубы6— конденсатор паров изобутана; 7 — компрессор для испаряющегося изобутана;8— насос;а— сепарационная зона; бив — отстойные зоны. Потоки:I— охлаждающий изобутан;II —сырье;111 —пары изобутана;IV — продукты алкилирования;V —смесь циркулирующего изобутана и серной кислоты;VI — свежая серная кислота

Сырье — смесь бутиленов с изобутаном подводится параллельными потоками к каждому контактору. Здесь оно смешивается с основным цир­кулирующим потоком и через реакционные трубы 5 направляется в сепа- рационную зону а, где от потока отделяются пары. Далее поток поступает в отстойную зону б,в которой он делится на две части. Сверху отстойной зоны легкая фаза с высоким содержанием углеводородов, переливаясь че­рез перегородку1,направляется в следующую ступень к пропеллерному насосу. Снизу отстойной зоны тяжелая фаза с высоким содержанием сер­ной кислоты направляется вновь к насосу этой же секции для смешения с сырьем.

Из последней секции поток попадает в отстойную зону в, предназна­ченную для отделения продуктов алкилирования от более тяжелого потока избыточного изобутана и серной кислоты.

При такой конструкции аппарата не требуется использование специ­альной системы охлаждения с трубчатыми холодильниками.

В нефтехимической промышленности широкое применение получили сменно-циклические реакционные процессы с твердым катализатором, ко­торый одновременно используется и в качестве теплоносителя.

Особенностью этих процессов (примером может служить каталитичес­кий крекинг) являются сравнительно быстрое отравление катализатора из- за отложений на его поверхности кокса и необходимость периодической регенерации катализатора путем выжига кокса. Проведение химической реакции и регенерации катализатора может быть осуществлено в одном и том же периодически переключающемся аппарате или в двух различных аппаратах — реакторе и регенераторе. В первом случае катализатор непо­движен, а для обеспечения непрерывности работы установки сооружается два или большее число аппаратов. В то время, как один аппарат использу­ется как реактор, в другом осуществляется регенерация катализатора; за­тем аппараты взаимно переключаются. Во втором случае катализатор не­прерывно перемещается из реактора, где осуществляется нефтехимический процесс, в регенератор, где с катализатора выжигается кокс. После регене­рации катализатор поступает в реактор. В процессе регенерации темпера­тура катализатора повышается, он аккумулирует часть выделившегося теп­ла, которое в дальнейшем целиком или частично используется на осуще­ствление эндотермической реакции, что приводит к понижению температу­ры катализатора. В этом случае катализатор одновременно используется и как теплоноситель. В процессе регенерации выделяется значительное количество тепла, часть которого отводится и используется, например, для получения водяного пара.

Реакторные блоки каталитических процессов с движущимся ката­лизатором, включающие реактор, регенератор и систему транспорта ката­лизатора, по взаимному расположению аппаратов и схемам циркуляции катализатора подразделяются на установки с одно- (рис. XXIV-6,а)и дву­кратным (рис.XXIV-б,б)подъемом катализатора.

Flaустановках каталитического риформинга с движущимся слоем катализатора при расположении реакторов в один ряд применяют также схемы с многократным подъемом катализатора на верх каждого реактора.

Для схем с однократным подъемом катализатора используются два ва­рианта — реактор располагают над регенератором или регенератор над ре­актором. При прочих равных условиях схемы с однократным подъемом катализатора отличаются большей высотой установки. Так, для установки каталитического крекинга с гранулированным катализатором высота реак­торного блока при двукратном подъеме составляет 60—70 м, а при одно­кратном 80—100 м.

На рис. XXIV-7 приведена схема реакторного блока установки плат­форминга фирмы «ЮОП» с движущимся катализатором и двукратным его подъемом. Реакторный блок установки состоит из четырех последователь­но соединенных реакторов с радиальным движением газосырьевой смеси. Реакторы установлены соосно друг над другом, образуя единую конструк-

а

Рис. XXIV-7. Схема реактора каталитического риформинга с движущимся катализатором фирмы «ЮОП»:

i\\n

8

1. —бункер для катализатора; 2 —переточные трубы;3— короба;4— сборник продуктов реакции;Л — реактор первой ступени;6— реактор второй ступени; 7 — реактор третьей ступени;8— реактор четвертой ступени;9 — опора;10— устройство вывода катализатора. Потоки:1— регенерированный катализатор;

2. —рециркулирующий газ; 111— сырье;

IV —продукты риформинга после реактора первой ступени;V —продукты риформинга реактора первой ступени после нагрева в печи;VI —продукты риформинга после реактора второй ступени;VII —продукты риформинга реактора второй ступени после нагрева в печи;VIII —продукты риформинга после реактора третьей ступени;IX— продукты риформинга реактора третьей ступени после нагрева в печи; X — продукты риформинга после реактора четвертой ступени;XI— закоксованный катализатор

цию, и связаны между собой системой переточных труб. Над верхним ре­актором первой ступени размещен бункер для регенерированного катали­затора.

Газосырьевая смесь, пройдя систему теплообменников и первую сек­цию печи нагрева сырья, поступает в реактор первой ступени, затем по­следовательно проходит через соответствующие секции печи и блок реак­торов второй, третьей и четвертой ступеней. Продукты платформинга из реактора четвертой ступени поступают в сепаратор, где выделяется водо­родсодержащий газ, а платформат направляется далее на стабилизацию.

Шариковый катализатор диаметром 1,6 мм по системе переточных труб свободно перетекает под действием силы тяжести из бункера в реактор первой ступени, а затем в реакторы второй, третьей и четвертой ступеней. Из нижнего реактора четвертой ступени через систему затворов с шаровыми клапанами катализатор поступает в питатель пневмотран­спорта и азотом подается в бункер-накопитель регенератора.

Регенератор представляет собой аппарат с радиальным потоком реакционных газов, разделенный гидравлически на три зоны. В верхней зоне при мольном содержании ки­слорода не менее 1 % происходит выжиг кокса, в средней при содержании кислорода 10 — 20 % и подаче хлорорганических соединений — окислительное хлорирование катализатора. В нижней зоне катализатор дополнительно прокаливается в потоке сухого воздуха. Ката­лизатор под действием силы тяжести проходит все зоны. Из регенератора через систему затворов катализатор поступает в питатель пневмотранспорта и водородсодержащим газом подается в бункер, расположенный над реактором первой ступени.

Таким образом без остановки системы или выключения одного из реакторов на регенерацию катализатора осуществляется непрерывный процесс платформинга. Возможность постоянно поддерживать свойства регенерированного катализатора на уровне, близком к свойствам свежего катализатора, позволяет проводить процесс платформинга под невысоким давлением и снизить кратность циркуляции газа.

Пневмотранспорт катализатора осуществляют в разбавленной или плотной фазе. Принципиальные схемы реакторных блоков с различной концентрацией частиц в пневмостволе при двукратном подъеме пыле­видного катализатора показаны на рис. XXIV-8.

Пневмотранспорт в разбавленной фазе (см. рис. XXIV-8, а) характе­ризуется сравнительно невысокой концентрацией катализатора в подъем­ном стояке (порядка 25 — 35 кг/м³) и высокой порозностью (е > 0,97). Ско­рость газового потока в подъемном стояке составляет7—10м/с, количест­во циркулирующего в системе катализатора регулируется при помощи за­движек-шиберов, установленных в нижней части стояков.

Транспорт катализатора в плотной фазе (см. рис. XXIV-8, б) характе­ризуется высокой концентрацией катализатора: около 200 — 350 кг/м³в подъемном стояке (порозность £ = 0,7 — 0,85) и 550 — 700 кг/м³в спускном стояке. При таком способе транспорта перемещение катализатора обус­ловливается различием плотностей катализатора в нисходящей и восходя­щей ветвях; в каждой ветви высота столба слоя катализатора учитывается не только в трубопроводе, но и в аппарате. Количество циркулирующего катализатора регулируется изменением плотности катализатора в подъем­ных стояках, обеспечиваемым изменением количества водяного пара или воздуха, подаваемого в стояки. Скорость потока в подъемном стояке со­ставляет примерно 1,5 —3,0 м/с.

Широкое распространение в промышленности получили две основные системы каталитического крекинга с движущимся катализатором в зави­симости от размера твердых частиц.

Рис. XXIV-8. Схемы пневмотранспорта пылевидного катализатора в разбавленной (а) и плотной(6)фазах:

а

1 —реактор;2— циклоны;3 —распределительная решетка;4— отпарная секция; 5 — регенератор. Потоки:I— воздух;11 —сырье;111 —дымовые газы;IV —продукты крекинга

В системах, использующих гранулированный, в основном шариковый катализатор (размеры гранул 3 — 5 мм), процесс осуществляется в ап­паратах шахтного типа, через которые сплошным потоком по всему сечению аппарата в направлении сверху вниз движется катализатор; в противотоке или прямотоке с ним движутся контактирующие с ним пары или газы.

В системах с мелкозернистым (частицы до 1 мм) или пылевидным (частицы 20—150 мкм) катализатором контактирование его с парогазовым потоком осуществляется в псевдоожиженном («кипящем») слое. Широкое внедрение в каталитические процессы высокоэффективных цеолитсо­держащих микросферических катализаторов позволило при разработке реакторных блоков установок каталитического крекинга перейти от реакторов с псевдоожиженным слоем катализатора к созданию прямо­точных лифт-реакторов с восходящим потоком катализаторной взвеси.

Эти системы каталитического крекинга различаются по способу транспорта катализатора, взаимному расположению реактора и регенера­тора, методам осуществления секционирования, а также конструктивному оформлению внутренних узлов аппарата — выравнивающих устройств (предназначены для обеспечения равномерного по сечению аппарата движения катализатора), газораспределительных и газосборных устройств, распределителей катализатора, отпарных секций и др.

Коксование нефтяных остатков также может осуществляться либо в реакторах шахт­ного типа на циркулирующем в системе гранулированном коксе-теплоносителе (частицы диаметром 5—10 мм), либо в реакторах с «кипящим» слоем мелкозернистого кокса- теплоносителя (частицы диаметром 0,1—0,4 мм). Реакторные блоки таких коксовых ус­тановок аналогичны установкам каталитического крекинга, с той разницей, что вместо реге­нератора установлен коксонагреватель, где циркулирующий кокс-теплоноситель нагревается за счет сжигания части кокса, образующегося в процессе; избыточный кокс выводится из системы в качестве одного из конечных продуктов. Все тепло, необходимое для нагрева сырья и проведения реакции коксования, сообщается коксом-теплоносителем, который получает это тепло в коксонагревателе.

При коксовании в «кипящем» слое псевдоожижающим и транспортирующим агентом в реакторе является водяной пар, а в коксонагревателе — воздух.

Расположение реактора и регенератора установок каталитического крекинга, используемые метод и система транспорта катализатора, а так­же давление в обоих аппаратах являются взаимосвязанными факторами. В зависимости от расположения реактора и регенератора, организации меж­ду ними транспорта катализатора реакторно-регенераторные блоки разли­чают:

с параллельным разновысотным расположением реактора и регенера­тора и напорным транспортом катализатора в разбавленной фазе (уста­новки I-A,I-A/ 1-М, Г43-107, фирмы «ЮОП» и «Тексако дивелопмент»);

с параллельным равновысотным расположением реактора и регенера­тора и транспортом катализатора в плотной фазе в U-образных катализа- торопроводах (установки. 43-103, фирмы «Стоун энд Вебстер инжини­ринг»);

с соосным расположением реактора над регенератором или регенера­тора над реактором и напорным транспортом катализатора (установки ГК-3, фирмы «Келлог», «Эйр Продактс энд кемиклз», «Экссон рисерч энд инжиниринг»).

Размещение регенератора выше уровня реактора позволяет иметь в нем более низкое давление, достаточное для обеспечения перетока регене­рированного катализатора в реактор. При таком размещении аппаратов снижаются энергетические затраты при эксплуатации установки, но увели­чиваются капитальные затраты при ее сооружении.

При соосном расположении аппаратов упрощается система пневмотранспорта закоксованного и регенерированного катализаторов, устраняются изгибы и повороты катализаторопроводов, уменьшается их абразивный износ.

Что касается конструктивного оформления реакторного блока, то при выборе того или иного типа реактора определяющим параметром является обеспечение требуемой глубины крекинга («глубины превращения сырья», «степени конверсии»).

В промышленной практике находят применение реакторы нескольких типов: реакторы с «кипящим» слоем катализатора (одноступенчатые, сту- пенчато-противоточные, с секционирующими вставками) и лифт-реакторы с разбавленной фазой катализатора в транспортной линии.

Аппарат с псевдоожиженным слоем катализатора (реактор, регене­ратор) имеет следующие основные части и зоны.

Распределительное устройстводля ввода в слой смеси катализатора и паров сырья для реактора или воздуха для регенератора. Это устройство должно обеспечить равномерное псевдоожижение слоя без значительного образования пузырей. Над таким устройством находится псевдоожижен­ный слой катализатора. Для этих же целей служат газораспределительные решетки провального и непровального типов (см. рис.XVIII-8).

Реакционная или рабочая зона— псевдоожиженный слой катализа­тора, в котором осуществляется крекинг сырья (в реакторе) или выжиг кокса (в регенераторе).

Отстойная или сепарационная зона,расположенная над слоем катализатора. В этой зоне от потока паров отделяются наиболее крупные частицы катализатора, вынесенные из слоя и возвращаемые обратно в слой. Вынесенные из слоя более мелкие частицы, скорость витания которых равна или меньше скорости паров над слоем, уносятся потоком паров в циклоны.

Одно- или двухступенчатые циклоны, расположенные в верхней частиотстойной зоны. Уловленный циклонами катализатор через соответству­ющие спускные стояки возвращается в слой.

Отпарная секция,в которой катализатор обрабатывается водяным паром с целью десорбции с его поверхности углеводородов (в реакторе) или продуктов сгорания (в регенераторе).

Водяной пар, введенный в отпарную секцию, вытесняет углеводородные пары или газы из свободного объема между частицами катализатора, предотвращая тем самым их взаимное проникновение.

Отпарные секции конструктивно выполняются по-разному. На рис. XXIV-9 представлены схемы вариантов отпарных устройств: кольцеобраз­ные секции без отсеков или с отсеками, обеспечивающими более эффек­тивный контакт с водяным паром; цилиндрические секции с перегород­ками типа диск —кольцо; сегментные отпарные секции; выносная цилинд­рическая секция.

При отпарке отработанного катализатора углеводороды сравнительно легко удаляются из промежутков между отдельными частицами ката­лизатора и сравнительно трудно из пор, поэтому режим работы такой отпарной секции предопределяется не только гидродинамикой потоков катализатора и отпаривающего агента, но и скоростью диффундирующих в порах катализатора встречных потоков водяного пара и углеводородов.

а

б

в

г

Рис. XXIV-9. Схемы отпарных секций реакторов и регенераторов установок каталитического крекинга:

а— кольцевая;б —цилиндрическая с перегородками «диск — кольцо»;в— сегментная;г — цилиндрическая выносная;1 —стояк отработанного катализатора;2 —ствол

пневмоподъемника; 3 — распределительная решетка; 4— отпарная секция; 5 — маточник для водяного пара. Потоки:I— отработанный катализатор;II— регенерированный катализатор

Рис. XXIV-10. Реактор с пылевидным катализатором установки Г43-107:

1 —корпус; 2 — двухступенчатые циклоны;3 —

баллистический сепаратор; 4 —стояки циклонов; 5 — подвижная опора; 6 — форсунка д\я шлама; 7 —

десорбер; 8— лифт-реактор;9— сопло с

многочисленными форсунками; 10 —штуцер

предохранительного клапана. Потоки; I —сырье;Н — регенерированный катализатор;111— закоксованный

катализатор; IV —продукты крекинга;V —водяной пар

Отпарное устройство должно обеспечить достаточно полную де­сорбцию углеводородов из отработанного катализатора, так как недесор- бированные углеводороды выжигаются в регенераторе вместе с коксом, повышая тепловую нагрузку аппарата, расход воздуха и энергозатраты, а также увеличивая потери.

Эффективность работы отпарных устройств зависит от их кон­струкции, длительности пребывания катализатора в зоне отпарки, а также расхода отпаривающего агента.

На рис. XXIV-10 представлена конструкция усовершенствованного ре­актора установки каталитического крекинга Г43-107, предназначенной для переработки вакуумных дистиллятов производительностью 2,0 млн. т/год. Реактор представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат пере­менного сечения. Регенерированный катализатор из регенератора при тем­пературе 650 — 700 °С поступает по напорному стояку в нижнюю часть лифт-реактора, где контактирует с каплями сырья, образовавшимися при прохождении сопла 9. В результате теплообмена катализатор частично ох­лаждается до температуры 500 — 510 °С, а выделившееся тепло расходуется на нагрев и испарение сырья. При этом начинаются реакции каталитичес­кого крекинга с отложением кокса на частицах катализатора. Образовав­шийся парогазовый поток транспортирует катализатор вверх по стволу лифт-реактора. Внутренний диаметр лифт-реактора и длину реакционной части определяют исходя из заданной производительности установки по сырью и условий проведения процесса. Отношение длины реакционной ча­сти лифт-реактора к его диаметру обычно составляет (20 —25)/1,0.

Первоначально в верхней части лифт-реактора были установлены конический переход­ник и распределительная решетка, предназначенная для ввода и равномерного распределения катализатора в зоне форсированного кипящего слоя. При использовании более высоких температур крекинга и применении современных высокоэффективных катализаторов неже­лательно длительное контактирование закоксованного катализатора и продуктов крекинга, так как это способствует протеканию вторичных реакций крекинга бензина. Поэтому распределительная решетка в верхней части лифт-реактора была заменена на баллистический сепаратор.

Для быстрого отделения катализатора от нефтепродуктов в верхней части лифт-реактора установлен баллистический сепаратор 3,позволяю­щий исключить нежелательную излишнюю глубину превращения сырья и уменьшить время его контакта с катализатором. Верхняя часть лифт-реак- тора с баллистическим сепаратором оснащена подвижной опорой 5.

Пройдя баллистический сепаратор, катализатор поступает в десорбер 7, где отпаривается в противотоке с водяным паром. Десорбер секциони­рован каскадными перфорированными конусами, препятствующими созда­нию поршневого режима. В нижней части десорбера установлены кольце­вые коллекторы для ввода водяного пара, в верхней части — форсунки 6 для ввода шлама, т.е. части остатка из ректификационной колонны, содер­жащей унесенный из реактора катализатор.

Для уменьшения уноса катализатора в ректификационную колонну и снижения количества рециркулирующего шлама в верхней части реактора устанавливаются одно- или двухступенчатые циклоны 2.На спускных стоя­ках циклонов используют устройства типа клапан-мигалка. Клапан-мигалка обычно находится в закрытом положении и открывается только под дав­лением столба катализатора, скопившегося в спускном стояке.

Корпус реактора изнутри футерован слоем жаростойкого торкрет-бе­тона толщиной 50 мм, а циклоны защищены эрозионно стойким бетоном толщиной 20 мм, нанесенным на панцирную сетку.

В корпусе реактора предусмотрены штуцеры для ввода сырья и ката­лизатора, вывода продуктов крекинга и закоксованного катализатора, ус­тановки предохранительного клапана и термопар, а также люк-лаз, пред­назначенный для ремонта и монтажа оборудования, расположенного внут­ри аппарата.

Конструкция регенератора крекинг-установки приведена на рис. XXIV-11.

Основными узлами регенератора являются корпус 1, коллектор ввода воздуха2для выжига кокса и поддержания кипящего слоя во взвешенном состоянии, топливные форсунки3для разогрева катализатора при пуске установки, форсунки для конденсата4с целью предотвращения догорания окиси углерода в двуокись, двухступенчатые циклоны 5, сборная камера6и система ввода водяного пара в циклоны первой ступени и под днище сборной камеры для предотвращения догорания окиси углерода в дву­окись. В отдельных случаях для съема избыточного тепла и упорядочения движения потока газовзвеси в зоне регенерации устанавливаются паро­водяные змеевики.

Обычно регенератор — самый крупный аппарат на установке ка­талитического крекинга, его объем значительно превышает объем реак­тора.

Размеры регенератора зависят от его производительности по сжигаемому коксу (количество кокса, выжигаемого с поверхности закоксованного катализатора за единицу времени) и выбранного техно­логического режима процесса регенерации (температура, давление). Производительность регенератора характеризуется количеством выж­женного кокса в единицу времени, и она определяется как произведение количества циркулирующего катализатора на разность содержаний кокса на нем до и после выжига.

Для теплоизоляции и предотвращения абразивного износа корпуса ре­генератора со стороны постоянно движущихся значительных масс катали­затора его изнутри покрывают слоем жаростойкого торкрет-бетона тол­щиной 150 — 200 мм, нанесенного на панцирную сетку. Применение тор­крет-бетона позволяет снизить температуру и толщину стенки корпуса ре­генератора.

Быстрое отделение катализатора от паров нефтепродуктов на выходе из лифт-реактора стало необходимым условием современных высокотем­пературных установок каталитического крекинга, работающих при темпе­ратурах свыше 525 °С.

В настоящее время применяются несколько конструкций концевых устройств для лифт-реактора (рис. XXIV-12). В порядке увеличения эффек­тивности к ним относятся инерционный сепаратор (см. рис. XXIV-12, а), циклоны с восходящим потоком (см. рис. XXIV-12,б)и разработан­ные фирмой «Мобил» циклоны с замкнутым потоком (см. рис.XXIV-

12, в).

Для оптимального отделения катализатора от нефтепродуктов в лифт- реакторе необходимо во избежание повторного крекинга бензина предот­вратить каталитический крекинг в разбавленной фазе после лифт-реактора и, сокращая время пребывания паров на участке между выходом из лифт- реактора и зоной резкого охлаждения, в главной ректификационной ко­лонне свести к минимуму термический крекинг. Кроме того, система отде­ления катализатора от нефтепродуктов должна обладать операционной

Рис. XXIV- П. Регене­ратор с пылевидным катализатором:

1 —корпус;2 — кол­лектордля ввода воз­духа;3 —топливная форсунка;4— фор­сунки для конденсата; 5 — двухступенчатые циклоны; б — сбор­ная камера. Потоки:I —закоксованный катализатор из реак­тора;11 —регене­

рированный катали­затор; 111 —воздух;

4. —водяной пар;

5. — дымовые газы

21 - 1810

Рис. XXIV-12. Конструкции концевых устройств для лифт-реактора:

а— инерционный сепаратор;6 —циклоны с восходящим потоком;в —циклоны с замкнутым потоком. Потоки:I —смесь катализатора и паров нефтепродуктов из лифт- реактора;II— парогазовый поток из десорбера;III— продукты крекинга

гибкостью и не требовать повышенного внимания со стороны оператора, сводить к минимуму коксование в трубопроводах и уменьшать потери ка­тализатора в ректификационной колонне. Наиболее полно всем этим тре­бованиям отвечает концевое устройство лифт-реактора в виде циклонов с замкнутым потоком.

Система впрыскивания сырья оказывает решающее влияние на выходы продуктов установок каталитического крекинга. В идеале реакции крекинга должны протекать в паровой фазе на поверхности твердого катализатора. Быстрое и равномерное смешение сырья и катализатора обеспечивает более полное испарение нефтепродуктов и лучший их кон­такт с катализатором на протяжении короткого времени их пребывания в лифт-реакторе.

На рис. XXIV-13 приведены некоторые конструкции распыливающих сопел для установок каталитического крекинга. Конструкция распилива­ющего сопла должна обеспечить образование мелких капель с узким распределением их по диаметру и небольшим средним диаметром. Если при впрыске сырья образуются крупные капли, то они будут испаряться медленно и могут вообще не испариться. Присутствие в лифт-реакторе частиц катализатора, смоченных неиспарившимся сырьем, ведет к образованию кокса, водорода и углеводородов С! — С₂. Сравнительная оценка (по данным фирмы «Келлог») показывает, что наилучшими харак­теристиками обладают сопла «Атомах». Если принять средний диаметр капель, образующихся в сопле «Атомах» за единицу, то для сопла с

Рис. XXIV-13. Конструкции распиливающих сопел для установок каталитического крекинга:

а— сопло с круглым отверстием;б —сопло со щелевым отверстием фирмы «Келлог»;в— сопло с многочисленными форсунками;г— сопло «Атомах» фирм «Келлог» и «Мобил»;1— корпус;2 —спираль;3— диафрагма с круглым отверстием;4— наконечник со щелевым отверстием;5— статический смеситель;6— форсунки. Потоки:1 —сырье;11— водяной пар;111— паросырьевая смесь

круглым отверстием (см. рис. XXIV-13, а) средний диаметр капель равен 3, для сопла со щелевым отверстием (см. рис. XXIV-13, 6)— 2,3, а для сопла с многочисленными форсунками — 7,8.

Схема установки сопел «Атомах» в нижней части лифт-реактора показана на рис. XXIV-14.

На рис. XXIV-15 приведена схема реакторно-регенераторного блока современной установки каталитического крекинга флюид ультра-ортфлоу фирмы "Келлог". Процесс используется для получения из различных фракций нефти, в том числе и тяжелых, высокооктанового бензина, легких олефиновых углеводородов для алкилирования и полимеризации, а также средних фракций, используемых как котельное или дизельное топливо.

На установке в качестве реактора используется выносной лифт-реак­тор 2с системой сопел «Атомах»1для впрыска сырья, который заканчи­вается поворотным прямоугольным коленом. Для быстрого отделения ка­тализатора от продуктов крекинга и исключения возможного излишнего углубления процесса крекинга на выходе из лифт-реактора установлены двухступенчатые циклоны с замкнутым потоком. Закоксованный катализа­тор поступает в отпарную секцию 6, где водяным паром отпариваются за­хваченные им углеводороды. Далее катализатор по стояку подается на распределитель8,предназначенный для равномерного ввода катализатора в зону противоточной регенерации. Подача воздуха в зону регенерации

осуществляется через три распределителя 9(см. рис. XXIV-15, условно по­казан один распределитель). Дымовые газы отделяются от катализаторной пыли в двухступенчатых циклонах3и через наружный коллектор5выво­дятся в атмосферу. Для оптимизации температуры регенератора при рабо­те на тяжелом сырье применяется охладитель катализатора в плотной фазе10.

Рис. XXIV-14. Схема установки сопел «Атомах» в нижней части лифт-реактора.

Потоки: I — сырье; II — водяной пар; III — паросырьевая смесь

Рис. XXIV-15. Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга фирмы

«Келлог»:

1— сопла «Атомах»,2 —лифт-реактор;3 — двухступенчатые циклоны регенератора;4—

двухступенчатые циклоны с замкнутым потоком; 5 — наружный коллектор дымовых газов; 6 — отпарная секция; 7 -- коллектор для ввода водя­ного пара; в —распределитель закоксованного катализатора;9 —распределитель воздуха;10— охладитель катализатора в плотной фазе;11 — клапан ввода свежего катализатора;12— клапан ввода регенерированного катализатора в лифт- реактор. Потоки:I— сырье;II— продукты крекинга;HI— дымовые газы;IV— воздух;V— катализатор

СХЕМА РАСЧЕТА РЕАКЦИОННЫХ АППАРАТОВ

Расчет реактора, предназначенного для осуществления той или иной химической реакции, имеет свою специфику для каждого конкретного случая и состоит из следующих основных этапов:

1) материальный баланс; 2) тепловой баланс; 3) расчет реакционного объема и выбор основных размеров с учетом размещения внутренних устройств (распределительные и выравнивающие решетки, сепарационная зона, циклоны, теплообменная поверхность и т.д.); 4) гидродинамический режим для всех основных материальных потоков при выбранной кон­струкции, размеры аппарата и внутренних устройств.

При осуществлении процесса в нескольких аппаратах или секцио­нированном аппарате расчет по указанной схеме выполняется для каждого аппарата (секции) в отдельности.

Для периодически действующего реакционного аппарата выбирается и обосновывается график работы; соответствующие расчеты выполняются для каждой из стадий.

Общие приемы расчета материального баланса и определения реак­ционного объема были рассмотрены ранее. Некоторые особенности составления теплового баланса рассмотрим на примере распространенного и сложного процесса — каталитического крекинга применительно к реакторному блоку с мелкозернистым катализатором и аппаратами с «ки­пящим» слоем, схема которых с основными обозначениями представлена на рис. XXIV-16.

В приведенных далее уравнениях приняты следующие обозначения:

G_c—производительность реактора по загрузке, кг/ч;

G_K— количество кокса, отложившегося на катализаторе при крекинге, кг/ч;

G_KdT— количество циркулирующего катализатора, кг/ч;

Рис. XXIV-16. Схема к расчету реакторного блока установки каталитического крекинга

t_{иf₂— температуры соответственно в реакторе и регенераторе, К;s_Q —остаточное содержание кокса на регенерированном катали­заторе, кг/к г;

G_OK^—количество остаточного кокса на катализатореG_OK=s₀G_KaT,

кг/ч;

L —количество воздуха, необходимого для сгорания кокса, образо­вавшегося при крекинге, кг/ч;

ZjиZ-2 —количество водяного пара, уходящего из реактора и реге­нератора, соответственно, кг/ч;

О_р— теплота сгорания кокса, кДж/кг.

Запишем тепловой баланс реакторного блока в целом:

Статьи прихода

б'_с/1,_с

б*_кО_р

(^Gc ~^GK

(l + g_k)h,₂

^_,z) ⁺ ^2^-’вп(^,2 ^{- ,}z)

Q1./1

у,

Тепло, внесенное воздухом

Тепло, выделенное при сгорании кокса

Статьи расхода

Тепло, уносимое с продуктами реакции

Тепло реакции крекинга

Тепло, уносимое дымовыми газами из регенератора

Тепло, затрачиваемое на нагрев водяного пара, уходя­щего из реактора и регенератора

Потери тепла в окружающую среду

Избыточное тепло регенерации катализатора, кото­рое может быть использовано на производство водя­ного пара

Запишем уравнение теплового баланса:

G_ch_tc +£Q^ + G_KQp=(G_t: -G_K)/7,₍ +G_cg_p + (L + G_K)H,₂ +

+ ^1^вп(^1 ~ )⁺ ^2^вп(^2 “*z) + ^пот ⁺ ^изб-

При заданном температурном режиме реактора и регенератора и вы­ходе кокса из приведенного выше уравнения теплового баланса могут быть найдены энтальпия (а следовательно, и температура) сырья,

питающего реактор и избыточное тепло О_иэб.

В тех случаях, когда количество циркулирующего в системе катализа­тора может быть достаточно большим, как это, например, имеет место на установке с мелкозернистым катализатором, тепловой баланс реакторного блока может решаться при О_иэ6= 0; в этом случае из приведенного выше уравнения теплового баланса определяется температура сырьяt_clпри которой приходные и расходные статьи баланса равны.

При заданной температуре t_cиз уравнения теплового баланса опре­деляется величина О_нз6.

Запишем тепловой баланс реактора:

СД_С+ С_ЖС„(1₂-фс„С_к(*2 -f,)=(Gc-G.K+

^{+ G}cQ_P + Z_xcjt_x - t₂) + С_жС_лг_х + <7_пот,

где G_KaTC_KaT(£₂-fjJ— количество тепла, выделенного в реакторе при охлаж­дении катализатора от температурыt₂до £,; — то же, при

охлаждении остаточного кокса (обычно остаточное содержание кокса на регенерированном катализаторе невелико, так что этим слагаемым в тепловом балансе часто можно пренебречь); G_KC_Kf, — количество тепла, уносимого из реактора с вновь образовавшимся коксом;Q'_OT— потери тепла реактором; остальные обозначения прежние.

Заменяя в приведенном уравнении теплового баланса G_OK=s₀G_KaTи решая его относительно массы циркулирующего катализатора, получаем:

_ (Сс - С_к)н„ +C_c(qr_p- л,_с) + 2,с_вп((,-/,)+G„CV, +Q’_um

[C^-S^b-U)

Кратность циркуляции катализатора Я = G_KaT/G_c.

Запишем тепловой баланс регенератора:

С_кОр +G_KC_Kt_{+LC_B£_B=G_KaTC_KaT(f₂-f,)+G_{0 К}С_К(t₂-/,) +

+(l + g_k)h,₂+ZAoft -1)⁺ QI'ot ⁺

где G_KaTC_KaT(f₂-fj— тепло, затрачиваемое на повышение температуры ка­тализатора отf, доf₂;G_0¥,C_K{t₂-t^— то же, для остаточного кокса;О"_т — потери тепла регенератором.

Из теплового баланса регенератора может быть найдено количество циркулирующего катализатора; оно должно быть таким же, как и найденное из уравнения теплового баланса реактора.

Когда задана кратность циркуляции катализатора R, а следовательно, и его количество, из теплового баланса реактора определяется температура сырьяt_c,а из теплового баланса регенератора —значение О_изб.

Рассмотрим тепловой баланс узла смешения. При смешении регенери­рованного катализатора с исходным сырьем катализатор охлаждается от температуры t₇до £₃, а сырье и поступающие с ним водяные пары на­греваются от £_сдо £₃, при жидкофазном питании сырье не только на­гревается, но и испаряется.

Из теплового баланса смешения определяется температура £₃ - *э) = С_с(я_(з - Л, ) + ZC_{B n}(t₃ - t_c).

При парофазном питании можно записать, что

8. ₃-H,_c=C_H(f₃-f_c),

где С_н— теплоемкость паров сырья.

Для реактора с «кипящим» слоем объем реакционной зоны опреде­ляется по заданной массовой скорости п_дс помощью уравнения (ХХШ.З).

Объем катализатора в регенераторе Урег = GJg„

где д_к— удельный коксосъем в регенераторе, т.е. количество кокса, выжигаемого в 1 ч на 1 м³катализатора, кг/(м³*ч). Эта величина находится из кинетических уравнений или принимается на основании опыта работы промышленных установок.

При найденном объеме кипящего слоя катализатора в реакторе диа­метр аппарата, а затем и высоту слоя выбирают с таким расчетом, чтобы была обеспечена принятая порозность «кипящего» слоя е, а следовательно, и его плотность. При этом скорость псевдоожижающего потока определяется из уравнения (XVIII. 19).

Определив скорость Wиз уравнения (XVIII.22), находят унос частиц катализатора с потоком газа (паров) и запыленность этого потока при входе в циклоны. Если запыленность газа недопустимо велика, то изме­няют либо скорость потокаW,либо высоту сепарационного пространства Л_п. Расход водяного пара или газа на аэрацию стояков и создание затворов определяют по уравнению (XVIII.30).

При выбранной конструкции и размерах аппаратов, распредели­тельных устройств и катализатопроводов газодинамический расчет реак-

Рис. XXIV-17. Схема к гидравлическому расчету реакторного блока установки ката­литического крекинга

торного блока установки каталитического крекинга с движущимся ката­лизатором должен подтвердить возможность перемещения всех потоков (и, в частности, катализатора) и регулирования его расхода в соответствии с принятой схемой блока.

Основную идею газодинамического расчета проиллюстрируем на при­мере реакторного блока (рис. XXIV-17) установки каталитического крекин­га с «кипящим» слоем катализатора и двукратным подъемом катализа­тора.

Давление над клапаном стояка реактора Ps=Pi+H,p,g+Н₂р₂д + Н₃р₃д,

где Р] — абсолютное давление над «кипящим» слоем; И_и Н₂, Н₂— высота слоя соответственно в реакторе, отпарной секции и спускного стояка реактора; р_](р₂, р₃— плотность слоя соответственно в реакторе, отпарной секции и стояке.

Давление под клапаном стояка реактора

Рб = Р-2+ Н₄ра9+ ЛРр+ЛРа.

где р₂— абсолютное давление над слоем в регенераторе;Н_Аи р₄— соот­ветственно высота и плотность слоя в регенераторе; Ар_р— сопротивление распределительной решетки регенератора; Др_а— потеря напора в пневмостволе, ведущем из реактора в регенератор.

Для обеспечения надежного регулирования количества циркулиру­ющего катализатора, в клапане должен быть обеспечен соответствующий перепад давления

ДРк = Рб - Рб-

Аналогично определяется давление над клапаном р₃и под клапаном р₄ стояка регенератора (обозначения см. рис. XXIV-17):

Рз = р₂+ н₄р_лд+Н₅р₅д;(XXIV. 1)

р₄= р, +Н,р,д +Н₅р₅д+Арр + р'; (XXIV.2)

ЛР„ = Рз “ Ра.(XXIV.3)

где Ар' — сопротивление распределительной решетки реактора; р' — по­теря напора в пневмостволе, ведущем из регенератора в реактор.

Из уравнений (XXIV. 1), (XXIV.2) и (XXIV.3) получим:

_и _Pi - Рз + Ар_к + Н|Р_уд + Щ + Ар'_а - н₄р₄д

PsЯ

Из этого уравнения следует, что при прочих равных условиях высота размещения регенератора Н₅зависит от разности давлений—р₂в реакторе и регенераторе.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

ОБЩАЯ

АбросимовАА Экологические аспекты производства и применения нефтепро­дуктов. — М.: Барс, 1999. — 732 с.

Бекиров Т.М.Первичная переработка природных газов. — М.: Химия, 1987. — 256 с.

Бекиров Т.М.,Лончаков Г.А.Технология обработки газа и конденсата. — М.: ООО "Недра-Бизнесцентр", 1999. — 596 с.

Берлин М.А., Гореченков В.Г., Волков Н.П. Переработка нефтяных и природных

газов. — М.: Химия, 1981. — 472 с.

Владимиров А.И.,Щелкунов В.А., Круглов С.АОсновные процессы и аппараты неф- тегазопереработки (краткий справочник). — М.: Нефть и газ, 1996. — 155 с.

Гельперин Н.И.Основные процессы и аппараты химической технологии: В 2 кн. — М.: Химия, 1981. — 812 с.

Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии: Учеб, для вузов: В 2 кн. — М.: Химия, 1995. Ч. 1: Теоретические основы процессов химической технологии. Гидромеханические и тепловые процессы и аппараты — 1995. — 400 с.; Ч. 2. Массообменные процессы и аппараты. — 1995. — 368 с.

Идельчик И.Е.Справочник по гидравлическим сопротивлениям. — М.: Машиност­роение, 1975. — 560 с.

Капустин В.М., Кукес С.Г., Бертлусини Р.Г.Нефтеперерабатывающая промышлен­ность США и бывшего СССР. — М.: Химия, 1995. — 304 с.

Кузнецов А А, Кагерманов С.М., Судаков Е.Н.Расчеты процессов и аппаратов неф­теперерабатывающей промышленности. — 2-е изд., перераб. и доп. — М.: Энергия, 1976. — 296 с.

Кузнецов А А, Судаков ЕН.Расчеты основных процессов и аппаратов переработ­ки углеводородных газов: Справ, пособие. — М.: Химия, 1983. — 224 с.

Кутателадзе С.С.,СшыриховичМ.А.Гидродинамика газожидкостных систем. — 2-е изд., перераб. и доп. — М.: Энергия, 1976. — 296 с.

Мановян А К.Технология первичной переработки нефти и природного газа: Учеб, пособие для вузов. — М.: Химия, 1999. — 568 с.

Машиныи аппараты химических производств: Учебник для вузов/И.И. Паникаров, О.А Перелыгин, В.Н. Доронин, М.Г. Гайнуллин. — М.: Машиностроение, 1989. - 368 с.

Машиныи аппараты химических производств: Учеб, пособие для вузов/И.В. Доман- ский, В.П. Исаков, Г.М. Островский и др.; Под общ. ред. В.Н. Соколова — 2-е изд., перераб. и доп. — С.-Пб.: Политехника, 1992. — 327 с.

Николаев В.В., Бусыгина Н.В., Бусыгин ИГ.Основные процессы физической и фи­зико-химической переработки газа. — М.: ОАО "Издательство "Недра",

1998. - 184 с.

Основныепроцессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектирова- нию/Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др.; Под ред. Ю.И. Дьгг- нерского. — 2-е изд., перераб. и доп. — М.: Химия, 1991. — 486 с.

Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков АЛ.Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. — 8-е изд., перераб. и доп. — Л.: Химия, 1976. - 552 с.

Плановский А.Н., Николаев П.И.Процессы и аппараты химической и нефтехимиче­ской технологии: Учеб, для вузов. — 3-е изд., перераб. и доп. — М.: Химия, 1987. - 496 с.

Расчетыосновных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник/Г.Г. Ра­бинович, П.М. Рябых, П.А. Хохряков и др.; Под ред. Е.Н. Судакова. — 3-е изд., перераб. и доп. — М.: Химия, 1979. — 568 с.

Синайский Э.Г.Разделение двухфазных многокомпонентных смесей в нефтегазо­промысловом оборудовании. — М.: Недра, 1990. —272 с.

Скобло А.К, Трегубова ИЛ, Молоканов Ю.К.Процессы и аппараты нефтеперераба­тывающей и нефтехимический промышленности. — 2-е изд., перераб. и доп. — М.: Химия, 1982. — 585 с.

Справочникнефтепереработчика: Справочник/Под ред. ГА Ластовкина, Е.Д. Рад­ченко, М.Г. Рудина. — Л.: Химия, 1986. — 648 с.

Технологическиерасчеты установок переработки нефти: Учебное пособие для ву- зов/РА Танаторов, М.Н. Ахметшина, РА Фасхутдинов и др. — М.: Химия, 1987. - 352 с.

К ПЕРВОЙ ЧАСТИ

Александров ИЛ.Массопередача при ректификации и абсорбции многокомпонент­ных смесей. — Л.: Химия, 1975. — 320 с.

Александров ИЛПерегонка и ректификация в нефтепереработке. — М.: Химия, 1981. - 352 с.

Александров ИЛ.Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расчета и основы конструирования. — 3-е изд., перераб. — М.: Химия, 1978. — 280 с.

Багатуров С.А Основы теории и расчета перегонки и ректификации. — 3-е изд., перераб. — М.: Химия, 1974. — 440 с.

Бекиров Т.М.Первичная переработка природных газов. — М.: Химия, 1987. — 256 с.

ГриценкоАИ, Александров И.А, Галанин ИЛФизические методы переработки и использования газа. — М.: Недра, 1981. — 224 с.

Гриценко А.И, Истомин В.А., Кульков А.Н., Сулейманов Р.С.Сбор и промысловая под­готовка газа на северных месторождениях России. — М.: ОАО "Издательство "Недра", 1999. - 473 с.

Кафаров В.В.Основы массопередачи: системы газ —жидкость, пар — жидкость, жидкость —жидкость. Учеб, для хим.-технол. спец, вузов. — 3-е изд., перераб. и доп. — М.: Высшая школа, 1979. — 439 с.

Кельцев Н.В.Основы адсорбционной техники. — 2-е изд., перераб. и доп. — М.: Химия, 1984. — 591 с.

Колонные аппараты. Каталог ВНИИнефтемаш. — М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. - 26 с.

Молоканов Ю.Ки др. Разделение смесей кремнийорганических соединений. — 2-е изд., перераб. и доп. — Л.: Химия, 1986. — 336 с.

Рамм В.М.Абсорбция газов. — М.: Химия, 1976. — 656 с.

Романков П.Г.,Рашковская Н.Б.Сушка во взвешенном состоянии. — 3-е изд., пере- раб. и доп. — Л.: Химия, 1979. — 272 с.

Сажин Б.С.Основы техники сушки. — М.: Химия, 1984. — 320 с.

Сажин Б.С.,Сажин В.Б.Научные основы техники сушки. — М.: Наука, 1997. — 448 с.

Сушильныеаппараты и установки. Каталог НИИхиммаш. — М.: Изд. ЦИНТИхим- нефтемаш, 1992. — 80 с.

Трейбал Р.Жидкостная экстракция. — М.: Химия, 1966. — 742 с.

КО ВТОРОЙ ЧАСТИ

Белевицкий А.М.Проектирование газоочистительных сооружений. — Л.: Химия, 1990. - 288 с.

БернеФ.,Кордонье Ж.Водоочистка. Очистка сточных вод нефтепереработки. Под­готовка водных систем охлаждения. Пер. с франц.; Под ред. Е.И. Хабаровой и И.А Роздина. — М.: Химия, 1997. — 288 с.

Газоочистноеоборудование. Каталог МНПО'‘ГАЗООЧИСТКА". — М.: Изд. ЦИНТИ- химнефтемаш, 1988. — 120 с.

Гельперин Н.И., Айнштейн В.Г., Кваша В.Г.Основы техники псевдоожижения. — М.: Химия, 1967. — 664 с.

Карелин Я. А., Попова К А., Евсеева Л. А., Евсеева О. Я.Очистка сточных вод нефтепе­рерабатывающих заводов. — М.: Стройиздат, 1982. — 184 с.

ПономаревВ.Г.,Иоакимис Э.Г., Монгайт ИЛ.Очистка сточных вод нефтеперераба­тывающих заводов. — М.: Химия, 1985. — 256 с.

Разумов И.М.Пневмо- и гидротранспорт в химической промышленности. — М.: Химия, 1979. — 248 с.

Расчеты аппаратов кипящего слоя: Справочник/Под ред. И.П. Мухленова, Б.С. Са- жина, В.Ф. Фролова. — Л.: Химия, 1986. — 352 с.

Руденко К.Г., Калмыков А.В.Обеспыливание и пылеулавливание при обработке по­лезных ископаемых. — М.: Недра, 1987. — 264 с.

Роев Г.АОчистные сооружения. Охрана окружающей среды: Учеб, для вузов. — М.: Недра, 1993. — 281 с.

Страус В.Промышленная очистка газов: Пер. с англ. — М.: Химия, 1981. — 616 с.

Ужов В.Н., Вальдберг А.Ю., Мягков Б.И, Решидов И.К.Очистка промышленных газов от пыли. — М.: Химия, 1981. — 392 с.

Фильтрыдля жидкостей. Каталог НПО "НИИхиммаш". Ч. И, кн. 1. Фильтры перио­дического действия. — М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. — 44 с.

Фильтрыдля жидкостей. Каталог УкрНИИхиммаш. Ч. II, кн. II. Фильтры периодиче­ского действия, фильтр-прессы, патронные керамические фильтры. — М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1991. — 70 с.

Чуянов Г.Г.Обезвоживание, пылеулавливание и охрана окружающей среды: Учеб, для вузов. — М.: Недра, 1987. — 260 с.

ШкоропадД.Я.,Новиков О.П.Центрифуги и сепараторы для химических произ­водств. — М.: Химия, 1987. — 255 с.

Электродегидраторы.Трехфазные сепараторы. Электроразделители. Каталог ВНИИ- нефтемаш. — М.: ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. — 7 с.

К ТРЕТЬЕЙ ЧАСТИ

Каталымов А.В., Любартович В.А.Дозирование сыпучих и вязких материалов. — Л.: Химия, 1990. — 240 с.

Объемныепитатели и бункера. Каталог УкрНИИхиммаш. — М: Изд. ЦИНТИхим- нефтемаш, 1991. — 40 с.

Сиденко П.М.Измельчение в химической промышленности. — 2-е изд., перераб. — М.: Химия, 1977. — 368 с.

К ЧЕТВЕРТОЙ ЧАСТИ

Владимиров АК,Косьмин В.Д.Гидравлический расчет теплообменных аппаратов: Учеб, пособие. — М: Изд. ГАНГ им. И.М. Губкина, 1997. — 58 с.

Головачев В.Л., Марголин Г.А., Пугач В.В.Справочник-каталог. Промышленная ко­жухотрубчатая теплообменная аппаратура. — М.: Изд. ИНТЭК ЛТД, 1992. — 265 с.

Ентус Н.Р., Шарихин В.В.Трубчатые печи в нефтеперерабатывающей и нефтехи­мической промышленности. — Мл Химия, 1987. — 304 с.

Кожухотрубчатыетеплообменные аппараты общего и специального назначения.

Каталог ВНИИнефтемаш. — М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1991. — 106 с. Основырасчета и проектирования теплообменников воздушного охлаждения¹. Справ./АН. Бессонный, Г.А Дрейцер, В.Б. Кунтыщ и др.; Под общ. ред. В.Б. Кнтыща и А.Н. Бессонного. — С.-Пбл Недра, 1996. — 512 с.

Пластинчатыетеплообменные аппараты. Каталог УкрНИИхиммаш. — Мл Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1990. — 51 с.

Стальныеспиральные теплообменники. Каталог УкрНИИхиммаш. — Мл Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1976. — 22 с.

Теплообменныеаппараты "труба в трубе". Каталог ВНИИнефтемаш. — Мл Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. — 23 с.

Трубчатыепечи. Каталог АООТ "ВНИИнефтемаш". — Мл Изд. ЦИНТИхимнефте­маш, 1998. — 27 с.

К ПЯТОЙ ЧАСТИ

Владимиров А.М.Каталитический крекинг с кипящим (псевдоожиженным) слоем катализатора. Реакторно-регенераторный блок. — Мл Нефть и газ, 1992. — 47 с.

Владимиров А.И.Установки каталитического риформинга. — Мл Нефть и газ, 1993. - 60 с.

Ороч ко Д. И., Сулимов А.Д.,Осипов Л. Н.Гидрогенизационные процессы в нефтепере­работке. — М.: Химия, 1971. — 350 с.

Промышленныеустановки каталитического риформинга/В.А. Гуляев, ГА Ластов- кин, Е.М. Ратнер и др./Под ред. Г.А. Ластовкина. — Л.: Химия; 1984. — 232 с.

Смидович Е.В.Технология переработки нефти игаза. Ч. 2. Крекинг нефтяного сырья и переработка углеводородных газов. — 3-е изд., перераб. и доп. — Мл Химия, 1980. - 328 с.

Суханов В.П.Каталитические процессы в нефтепереработке. — Мл Химия, 1979. — 343 с.

предметный указатель

А

Абсорбент 192 Абсорбер 215 сл.

баланс материальный 196

• тепловой 201 фракционирующий 195

число теоретических тарелок 198 Абсорбционно-десорбционная установка 194 сл.

Абсорбция 191 сл. газов жирных 207

• сухих 205 движущая сила 193 скорость 193

Автомодельная область 449 Агент

аэрирующий 473 нагревающий 595 разделяющий 184 охлаждающий 596 Адельсонуравнение 540 Адсорбат 274 Адсорбент 274 сл. активность 276

время защитного действия 275 расход 282 Адсорбер(ы) 284 сл. размеры 293

со слоем адсорбента движущимся 298 сл.

• неподвижным 285 сл.

• псевдоожиженным 292 Адсорбируемость 275 Адсорбтив 274 Адсорбция 274 сл.

физическая 274

Азеотропная ректификация 183 сл. Азеотропные смеси 75, 183 сл. Азеотропы 75 Активность

адсорбентов 276 коэффициент 73, 74, 184 Алкилирование 619 Антуанауравнение 54

Аппараты

охлаждения воздушного 587 сл. теплообменные см. Теплообменные аппараты

Аргумент излучения 539 Архимедакритерий 47Ашвортауравнение 56 сл.

Аэрирующий агент 473

Б

Бакланова

метод 554, 556 уравнение 556 Баланс

материальный см. Материальный ба­ланс

тепловой (энергетический) см. Теп­ловой баланс Барботер 450

Барометрический конденсатор 590 сл.

Бегуны 493

Белоконяметод 538 сл.

Берляседла 262 Бинарные смеси 57 сл. азеотропные 75

постепенное испарение (конденса­ция) 97

равновесие 63 ректификация 101 сл.

Блок

реакторный 641 регенераторный 643 Боковые погоны 104

В

Вакуум-фильтр барабанный 387 сл.

Взвеси 358

Влага

адсорбционно-химическая 333 капиллярная 333 набухания 333 поверхностная 333

Влагосодержание 332 Влажность

воздуха относительная 331 осадка 359 равновесная 332 Воздухоподогреватель 548 Время

защитного действия адсорбента 275 реакции фиктивное 625 Высота

насадка, эквивалентная одной теоре­тической тарелке (ВЭТТ) 273, 45 эквивалентная единице переноса (ВЕП) 42

Газы

влажность 211

дымовые см. Дымовые газы

идеальный 58

осушка см. Осушка газов 211 Газлифт 450

Газовые сушилки 344 сл. барабанная 346 ленточная 344 пневматическая 349 распылительная 351 с псевдоожиженным слоем 352 Гидравлическое перемешивание 452 Гидрокрекинг 619 Гидроочистка 619 Гидроциклоны 420 Генри

закон 60, 61 константа 60 Гессазакон 623

Гигроскопический материал 332 Горение топлива 510 Горячая струя 150, 592 сл.

Градиент концентраций 36 Грасгофакритерий 47 График Хоттеля 518 Грохоты

барабанные 496 вибрационные 498 качающиеся 497 сл. неподвижные 495 подвижные 496 сл.

Грохочение 494

Давление

паров насыщенных 53 парциальное 64

иректификация 154, 155Дальтоназакон 65 Движущая сила диффузии 25 средняя 40

Двухкомпонентные системы см. Бинар­ные смеси Дегидрирование 620 Дезинтеграторы 487 Десорбер

баланс материальный 202 — тепловой 204 размеры 293

число теоретических тарелок 202 Десорбция 194, 279 Диаграмма (ы) треугольные 297 энтальпийная 69 Диаметр

колонны тарельчатой 255 труб теплообменных 604 эквивалентный

канала порового 459 каналов насадки Дисмембраторы 487 Дистиллят Диффузия

движущая сила 25 конвективная см. Конвективная диффузия

коэффициент 25 молекулярная см. Молекулярная диффузия поверхностная 279 Дозатор 501

Дозирование твердых материалов 501 Доля отгона 85 сл.

в змеевике печи 553, 561 сырья 152 Дробилка (и)

валковые 484 сл. конусная 484 молотковая 486 щёковая 483 Дробление 480 крупное 481 среднее и мелкое 481 Дымовые газы объем 511 плотность 511 скорость 507 температура 514 утилизация тепла 548 Дымы 358

Дюгема-Маргулисауравнение 186 сл.Дюрингаметод 55

Е

Единица переноса 40 сл.

Емкость адсорбента 278

3

Закон (ы)

Генри 60, 61 Гесса 623 Дальтона 65

конвективной диффузии 29 массообмена 24 сл.

Рауля 64

фазового равновесия 58 Затвор газовый (паровой) 471 Захлебывание колонны 253 Змеевик трубчатый 552

И

Излучатели вторичные 507 Излучение обратное 518 прямое 534 Измельчение степень 479 тонкое 488 сл.

Изомеризация 619 Изотерма

адсорбции 277 уравнение 278, 64 Инверсия фаз 225 Индекс противоточности 607 Интенсивность перемешивания 443 Испарение

многократное 93 однократное 85 сл.

постепенное см. Постепенное испа­рение

Испарители 566, 570, 571 К

Камеры конвекции и радиации 504 сл.

Каналы поровые 459

Катализатор

гранулированный 636, 642 псевдоожиженный 646 Кипятильники 566 Киреевауравнение 55 Кладка 507 Классификаторы воздушные 494, 500 центробежные гидравлические 494 Классификация зернистого материала 494

Коксование 619 Колонна (ы)

абсорбционно-отпарная 195 атмосферные 220 вакуумные 220 под давлением 220 захлебывание 253

насадочные см. Насадочные колонны отпарные 104 пленочные 221

ректификационная см. Ректификаци­онная колонна сложная 162 схемы соединения 163 тарельчатые см. Тарельчатые колон­ны

температура верха и низа 155 сл. Колпачки тарелки Кольца

Глитч каскад мини ринг 262 Палля 261 Рашига 260 Хай-Пек 261 сл.

Компонент

концентрация 20 сл. эталонный 55, 62 Конвективная диффузия закон 29

уравнения дифференциальные 28,29 Конвекция

вынужденная 505 эффективность 505 Конверсия 624 Конденсатор(ы)

барометрический 590 парциальный 144 Конденсаторы-холодильники 567 Конденсация

многократная 93 однократная 85

постепенная см. Постепенная кон­денсация Конода 70 Константа Генри 60

скорости реакции 624 фазового равновесия 71 Контакт фазовый

при перекрестном токе 38 противоточный 34 прямоточный 37 Контактные сушилки

барабанная роторная 353 вакуумная с вращающимся бараба­ном 353 сл. вальцовая 355

расчет 355, 357

Концентрации компонентов 20 сл.

градиент 24 Котел-утилизатор 548 Коэффициент

активности 73,184 взвеси 469

гидравлического сопротивления 238, 460, 565

диффузии 25

избытка воздуха 511

извлечения

приабсорбции 199

придесорбции 209

излучения взаимного угловой 540

летучести относительный 67 сл.

массоотдачи 32, 33

массопередачи 30 сл.

приабсорбции 193

полезного действия

печи 514

тарелки 258

прямой отдачи 540

распределения 296

степени очистки 416

фракционной 416 сл.

теплоотдачи 600 сл.

теплопередачи 602

угловой средний 516

формы 518

Крекинг каталитический 619 Кривая (ые)

бинодальные 303 сл. изобарная 68

кипения температурная 69 конденсации паров 69 равновесия 66 сл. натреугольной диаграмме 303 распределения составов 90 растворимости 77 типа второго 79 — первого 78 Кристаллизаторы 578 сл.

Критерий(и)

Архимеда 47, 363 гидродинамические Грасгофа 47 диффузионные 46 мощности 449 Нуссельта 46, 47 Пекле 47 подобия 18, 46 Прандтля 47 Рейнольдса 47, 362 модифицированный Фруда 47

модифицированный Фурье 49

Критическая точка 53 сл.

Л

Лева насадка 262 Летучесть 61, 62 Линия

кипения 69 конденсации 69 оперативная 109, 111 рабочая 109, 111 сырья 114 Лопасть 448

Лэнгмюрауравнение 278М

Массообмен

баланс материальный 34 сл. законы 24 иподобие 46 с фазой твердой 48 Массоотдача, коэффициент 32, 33 Массопередача

коэффициент 30 сл. скорость 30 уравнение 30 сл.

Материальный баланс абсорбера 196 адсорбера 282 десорбера 202, 282 колонны ректификационной 105 сл.

• сложной 178 потоки внешние 13 сл.

• внутренние 15

процесса массообменного 34 сл.

• химического 629 ректификации многокомпонентной

165

составление 13 статьи 14 сушки 333 Мельница (ы)

барабанные (шаровые) 488 сл. вибрационные 492 сл. кольцевые 491 молотковые 486 ударно-дисковые 487 сл. центробежная кольцевая 491

• маятниковая 491

• шаровая 491 сл.

Мельницы-бегуны 492

Мельпольдера и Хидингтона уравнение

68

Менделеева-Клапейрона уравнение 58 Метод

Бакланова 554, 556 Белоконя 538 сл.

Дюринга 55

«от тарелки к тарелке» 132 Трегубова 55 Мешалки 443

Многокомпонентные смеси

постепенные испарение и конденса­ция 99

равновесие в присутствии водяного пара 81

режим полного орошения 169 ректификация 161 сл.

Многократная конденсация 95 Многократное испарение 93 Моделирование гидравлическое 17 математическое 17 сл. теория 16, 17 физическое 17 Молекулярная диффузия движущая сила 24 уравнение дифференциальное 26 Молекулярные сита

Н