Справочник химика 21

Химия и химическая технология

Статьи Рисунки Таблицы О сайте English

Технологические бутенов

    Технологическая схема процесса окислительного дегидрирования -бутенов (фирма Филлипс )  [c.691]

    Технологическая схема процесса одностадийного окислительного дегидрирования бутана аналогична схеме окислительного дегидрирования бутенов. [c.694]

    Продукция. Качество продуктов каталитического крекинга изменяется в весьма широких пределах в зависимости от типа сырья, характеристик катализатора, технологического режима и т. д. Углеводородный газ крекинга обычно содержит 10—25% углеводородов С1—С,, 25—35% углеводородов Сд, 30—50% бутанов и бутенов, 10—20% фракций С5 и направляется на газо-фракционирование. После разделения сухой газ используется в качестве топливного газа, пропан-пропиленовая и бутан-бутиленовая фракции (ППФ и ББФ) — в качестве сырья для ал-килирования и нефтехимии, фракции С5 и выше возвращаются в состав бензиновой фракции. Содержание пропилена в ППФ может достигать 70—80%, бутиленов в ББФ — 45—55%, изобутана в ББФ — 40—60%. Содержание н-бутана в ББФ крекинга невелико и находится в пределах 10—20% [c.113]


    Компоненты бутенов непрореагировавших С4 состоят из изобутилена и прямой ветви бутенов (бутена-1 и цис- и транс-бу-тена-2). Изобутилен может быть сепарирован при обработке холодной концентрированной серной кислотой с образованием третичного бутанола, из которого углеводород может быть регенерирован паровой отгонкой с последующей щелочной отмывкой. Непрореагировавшая прямая ветвь бутенов в процессе фракционной дистилляции сепарируется из остаточных бутанов, которые обычно применяют как технологическое топливо, используемое в самом процессе. Непрореагировавшие насыщенные этан и пропан, сепарированные на ранней стадии процесса, могут быть направлены на повторную обработку совместно с исходным сырьем. [c.258]

Рис. 49. Принципиальная технологическая схема выделения бутадиена и фурана из фракций окислительного дегидрирования бутана и бутенов Рис. 49. <a href="/info/1480765">Принципиальная технологическая схема</a> выделения бутадиена и фурана из фракций <a href="/info/882908">окислительного дегидрирования бутана</a> и бутенов
    Принципиальная технологическая схема первого типа представлена на рис. 3.10 (процесс фирмы Сольвей ) [10]. В реактор 1 подаются растворитель, катализатор, сокатализатор, мономер и сомономер (пропилен или бутен-1), регулятор молекулярной массы. Давление в полимеризаторе 2,4—3,3 МПа, температура 70—95 °С. Фирма Сольвей применила петлевой реактор, где высокие скорости потока и большое соотношение площади поверхности стенок реактора к его объему позволяют осуществить теплосъем при 3,3 МПа через стенку водой, циркулирующей в рубашке. Этим обеспечивается исключительно высокая производительность аппаратуры. Единичная мощность полимеризатора доведена до 75 тыс. т/год. Полимеризация протекает в насыщенном углеводородном разбавителе (например, гексане). В качестве регулятора молекулярной массы применяется водород. Налипание на стенки реактора ничтожно. Насыпная плотность порошка ПЭ составляет 350—400 кг/м . [c.102]

    Производства получения бутадиена для каучуков, углекислого газа и извести характеризуются массообменным подводом большого количества энергии, при котором выделяется значительное количество вредных соединений в дымовых газах и сточных водах, существует высокая инерционность управления процессом нагрева, возникают значительные энергетические потери. Кроме того, для этих производств характерны большие размеры реакционных аппаратов и перемещение большого количества взрывоопасных и вредных газов высокой температуры. Поэтому снижение вредного воздействия при нагреве бутенов и известняка, повышение безопасности обслуживающего персонала в результате возможных неполадок и аварий являются актуальными задачами. Для этого предлагается использовать новые технологии нагрева веществ сверхвысокочастотным (СВЧ) полем в электродинамических реакторах под адаптивным управлением, позволяющие обеспечить эффективность и безопасность работы, как реакторных узлов, так и всего производства, упростить технологические схемы, а разместить новые производства предлагается в специальных производственных зданиях, обеспечивающих безопасную производственную среду в сооружении посредством оптимизации всей его структуры, систем, управления и взаимоотношений между ними. [c.3]


    Технологическая схема процесса дегидрирования бутенов представлена на рис. [c.16]

    Существует несколько вариантов,технологических схем алкилирования изобутана бутеном в присутствии фтористоводородной кислоты. В качестве примера далее кратко приводится описание одной из этих схем. [c.322]

    Наличие в олефиновом сырье пентенов значительно ухудшает моторные характеристики алкилатов. Поэтому получаемый взаимодействием изобутана со смесью пропена, бутенов и пентенов алкилат разделяют дистилляцией на высокооктановую фракцию кипящую до 100-Ю2°С, и фракцию с температурой кипения > 102°С. Последнюю, обогащенную низкооктановыми компонентами, направляют на риформинг. Затем высокооктановую фракцию алкилата и риформат смешивают, получая компоненты моторного топлива с о.ч. 92-98,5 и.м. [175-180]. Технологическая схема НР алкилирования фирмы "Юниверсал ойл продактс" представлена на рис. [173,174].  [c.22]

Рис. 76. Технологическая схема алкилирования изобутана н-бутеном Рис. 76. <a href="/info/66452">Технологическая схема алкилирования</a> изобутана н-бутеном
    Технологическая схема алкилирования изобутана н-бутеном представлена на рис. 76. В алкилатор 4 (в первую секцию слева) поступают жидкий изобутан, оборотная и свежая серная кислота в каждую секцию подают жидкий н-бутен. За счет выделяющегося тепла часть избыточного изобутана испаряется его пары попадают в емкость 2, служащую одновременно ресивером и сепаратором. Газ из этой емкости непрерывно забирается компрессором 1, сжимается до 0,6 МПа и при этом давлении конденсируется в водяном холодильнике 3. В дроссельном вентиле 5 давление снижается до рабочего (ж0,2 МПа), причем часть изобутана при дросселировании испаряется и разделяется в емкости 2. Оттуда жидкий изобутан снова направляется в алкилатор, завершая холодильный цикл. При непрерывной работе установки в изобутане накапливается пропан, образующийся в результате деструкции углеводородов и присутствующий в небольшом количестве в исходных углеводородных [c.253]

    Получение 1,3-бутадиена из я-бутенов (третий вариант) обычно осуществляется по технологической схеме второй части двухступенчатого метода. [c.56]

    Одной из таких тенденций является укрупнение технологических установок. Так, мощность этиленовых установок газоразделения в период 1950—1960 гг. составляла от 50 до 100 тыс. т в год, в период 1960—1970 гг. мощности этих установок выросли до 300— 600 тыс. т в год, а после 1970 г. появились сообщения о строительстве установок с единичной мощностью до 900 тыс. т этилена. При этом метод получения этилена в основном остался примерно тем же — пиролиз в трубчатых печах. Переход от мощности 60 тыс. т к мощности 300 тыс. т дает возможность снизить стоимость этилена примерно на 50%. При этом на больших установках становится рентабельным выделение бутадиена и изопрена, суммарное содержание которых в газе пиролиза составляет около 15% от содержания этилена. Бутадиен, выделенный из газа пиролиза, примерно в 1,5—2 раза дешевле бутадиена, полученного дегидрированием н-бутана и -бутенов. [c.12]

    Вследствие периодичности процесса увеличивается вдвое число необходимых агрегатов и требуется больше обслуживающего персонала. Кроме того, периодический процесс обладает и чисто технологическими недостатками. В частности, в первые минуты после регенерации катализатор обладает пониженной активностью, и требуется некоторое время для его разработки . За счет этого периода снижается выход бутенов. В конце цикла активность катализатора также снижается вследствие отложения кокса. [c.134]

    Технологическая схема дегидрирования н-бутенов приведена на рис. 67. Бутеновая фракция в смеси с рециркулирующими бу-тенами в испарителе 1 испаряется и нагревается до 80 °С, проходит через нагреватель 2, где она подогревается до 550 °С, и посту- [c.150]

Рис. 67. Технологическая схема дегидрирования н-бутенов испаритель 2—нагреватель 3—реакторы 4—пароперегреватель 5—котел-утилизатор 5—скруббер. Рис. 67. <a href="/info/562669">Технологическая схема дегидрирования</a> н-бутенов испаритель 2—нагреватель 3—реакторы 4—пароперегреватель 5—<a href="/info/26139">котел-утилизатор</a> 5—скруббер.
Рис. 75. Технологическая схема выделения бутадиена-1.3 из бутен-бутадиеновой фракции методом хемосорбции Рис. 75. <a href="/info/66453">Технологическая схема выделения</a> бутадиена-1.3 из <a href="/info/872582">бутен-бутадиеновой фракции</a> методом хемосорбции
    Технологическая схема дегидрирования изопентенов и устройство реактора аналогичны приведенным выше для дегидрирования н-бутенов. Вследствие большой склонности изопрена к реакциям полимеризации на второй стадии дегидрирования и на установках разделения вводят ингибиторы. [c.179]


    Технологическая схема дегидрирования н-бутенов приведена на рис. 2.8. Бутеновая фракция в смеси с рециркулирующими бутенами в испарителе 1 испаряется и нагревается до 80 °С, проходит через нагреватель 2, где она подогревается до 550 °С, и поступает в верхнюю часть реактора 3. Туда же подается водяной пар, перегретый в трубчатом пароперегревателе 4 до 700— 760°С. Таким образом, температура на входе в реактор поддерживается около 650 °С. Пары бутенов и водяной пар смешиваются [c.102]

    Принципиальная технологическая схема разделения бутан-бутеновой фракции путем экстрактивной дистилляции с водным ацетонитрилом приведена на рис. 2.13. Бутан-бутеновая фракция поступает в испаритель 5, частично испаряется и направляется в нижнюю часть колонны экстрактивной дистилляции 2 (колонна для уменьшения общей высоты разбита на две последовательно установленные колонны 2а и 26, имеющие по 65 тарелок каждая). Колонна 2а снабжена кипятильником, колонна 26 — конденсатором 3 и сборником орошения 4. В верхнюю часть колонны 26 подается предварительно охлажденный водный ацетонитрил, который стекает по тарелкам вниз навстречу парам углеводородов. Остаток колонны 26 подается на верхнюю тарелку колонны 2а, а пары из верхней части колонны 2а — под нижнюю тарелку колонны 26. Из колонны 26 сверху выходит непоглощенная бутановая фракция, а остаток колонны 2а представляет собой раствор бутенов в экстрагенте. Бутановая фракция направляется в промывную колонну 8, раствор бутенов в экстрагент —в колонну 6 на десорбцию бутенов. Пары бутенов из отнарной колонны 6 конденсируются, и часть конденсата возвращается на орошение колонны, а балансовое количество направляется на промывку водой [c.113]

    Технологическая схема дегидрирования изопентенов и устройство реактора аналогичны приведенным выше для дегидрирования н-бутенов. Вследствие большой склонности изопрена к реакциям [c.121]

    При окислении пропилена и н-бутенов используют такую же технологическую схему, как для окисления этилена, отличающуюся только в части разделения продуктов реакции. Как и при получении ацетальдегида, можно работать по одностадийному или двухстадийному варианту. При получении ацетона и метилэтилкетона удельные затраты на очистку целевых продуктов от побочных выше, чем при получении ацетальдегида, из-за наличия в исходном сырье более разнообразных примесей и образования большего количества побочных продуктов. Поэтому в данном случае экономически выгоднее применение двухстадийного процесса, при котором достигается более высокая конверсия олефина за проход и нет рециркуляции, что приводит к повышению производительности установки по свежему сырью. [c.231]

    Технологические схемы получения малеинового ангидрида из н-бутенов и н-бутана практически не отличаются от вышеприведенной. [c.263]

    Технологическая схема дегидрирования н-бутана представлена на рис. 3.6. Свежий и циркулирующий н-бутан предварительно смешивают. Эта шихта в аппарате 1, заполненном хлоридом кальция, осушается до остаточного содержания влаги 0,01—0,0001%. Осушенная жидкая шихта проходит испаритель 2, перегреватель 3 и закалочные змеевики 7 реактора 8, после чего пары шихты поступают в змеевики печи 4. Перегретые пары при 550 °С поступают в реактор под распределительную решетку, создавая псевдоожиженный слой катализатора, в котором происходит эндотермическая реакция дегидрирования н-бутана. Процесс осуществляют при 570—600 °С, 1,5 МПа и объемной скорости подачи сырья 90 ч . Степень превращения н-бутана составляет 46%, а суммарный выход бутенов [c.101]

    Дегидрирование бутенов проводят в адиабатических реакторах со стационарным слоем катализатора. Технологическая схема дегидрирования н-бутенов на катализаторе К-16У приведена на рис. 3.9. Сырьем является жидкая бутеновая фракция следующего состава (в %)  [c.114]

    Стирол может быть нолучен дегидрированием этилбензола точно таким же образом, каким получается бутадиен из н-бутенов. Для обоих видов углеводородов могут быть использованы аналогичные катализаторы и технологические схемы, причем дегидрирование этилбензола происходит легче, чем дегидрирование бутона. В связи с повышенной реакционной способностью этилбензола, ого дегидрирование можно проводить пад катализаторами, пе достаточно пригодными для дегидрирования бутенов, и установки по производству стирола функционировали до того, как были получены катализаторы, пригодные для промышленного производства бутадиена. [c.206]

    Технологические схемы процессов дегидрирования олефиновых углеводородов в диеновые включают адиабатические реакторы периодического или непрерывного действия (рис. 5). Конструктивно эти реакторы аналогичны, и характер процесса определяется способностью применяемого катализатора работать без регенерации или с регенерацией. Обычно схема включает реакторы и печи для перегрева сырья и водяного пара. Важное значение в конструкции реактора имеет наличие свободных над- и подкатализаторных зон, в которых может идти глубокое разложение бутенов или метилбутенов. Необходимо, чтобы эти зоны были минимальными. Для выравнивания температур в слое катализатора при дегидрировании и регенерации короткими циклами рекомендуется использовать инертный твердый разбавитель-теплоноситель. [c.660]

    Выделение С4-фракции из контактных газов реакции осуществляется абсорбционным методом с предварительным комприми-рованием контактного газа. Существенный интерес представляет бескомпрессорная схема выделения углеводородной фракции из контактного газа. В этом случае реакцию проводят при повышенном давлении. На рисунке приведена недавно опубликованная принципиальная технологическая схема процесса окислительного дегидрирования н-бутенов, осуществленная на заводе фирмы Филлипс в г. Боргере (США) [28]. Воздух компримируют и смешивают с водяным паром. Смесь нагревают в печи, смешивают с бутеновым сырьем и пропускают над катализатором окислительного дегидрирования, помещенным в реактор непрерывного действия. Тепло выходящего из реактора потока используется в котле-утилизаторе для производства технологического пара. Затем поток подвергается закалочному и обычному охлаждению и промывается от кислородсодержащих соединений. Фракцию С4 выделяют масляной абсорбцией и после отпарки ее из масла в десор-бере подают на конечную стадию очистки. Непрореагировавшие бутены возвращают в реактор. Небольшое количество кислород-содержащих соединений, имеющихся в промывных водах, отпаривают и сжигают в печи подогрева пара и воздуха. [c.691]

    На рис. И.2 изображена технологическая схема процесса дегидрирования бутенов и изоамиленов в стационарном слое катализатора КНФ. Сырье, в качестве которого используется смесь прямой и возвратной алкеновых фракций, испаряется в испарителе 1 и поступает в конвекционную часть пароперегрева-тельной печи 2, где нагревается до 500 С. В радиантной части печи одновременно с этим происходит перегрев водяного пара, используемого для разбавления сырья при контактировании. Пар перегревается до 750—800 °С. Оба потока смешиваются на входе в реактор 3, [c.353]

    На рис. 11.4 изображена технологическая схема промышленной установки окислительного дегидрирования бутенов фирмы Phillips Petroleum в г. Бор-гере (США). Годовая мощность установки по дивинилу 125 тыс. т. Сырье — фрак ция бутенов — смешивается с перегретой в теплообменнике 1 смесью воздуха и водяного пара и направляется на контактирование в реактор непрерывного действия 2. Контактный газ охлаждается в теплообменнике и подвергается водной отмывке в колоннах 4 я 5. Промытый и охлажденный контактный газ поступает на систему абсорбционного извлечения дивинила с помощью минерального масла, состоящую из абсорбера 6 и десорбера 7. Десорбированный дивинил конденсируется в теплообменнике и направляется на склад. Ниже представлен материальный баланс (%) основных углеводородных потоков  [c.359]

    Окислительное дегидрирование бутенов (для изоамиленов кинетическая картина практически такая же) является перспективным с технологической точки зрения экзоэнергетическим процессом, в отличие от эндоэнергетического дегидрирования в отсутствие кислорода. На основе кинетических исследований процесса окислительного дегидрирования бутена-1 на фосфор-висмутмолибденовом катализаторе уже разработана математическая модель и рассчитанные показатели процесса подтвердились на крупном полупромышленном реакторе [37]. [c.181]

    Технологическая схема алкилирования представлена на фиг. 96. Подаваемая насосом Н1 бутан-бутеновая фракция за-ш,елачивается для удаления сероводорода и меркаптанов в смесителе С1 и освобождается от щелочи в отстойнике 01. Затем к сырью добавляется избыток изобутана. Большой избыток изобутана в реакторе подавляет побочные реакции полимеризации бутенов и является поэтому важнейшим условием достижения высокого октанового числа алкилата. Избыточный изобутан, определяя направление процесса, сам в реакцию не вступает он циркулирует внутри установки по замкнутому циклу. Сырье, вступающее в реактор, должно иметь приблизительно пятикрат- [c.280]

    Отработка технологического процесса проводилась на сырье состава (% масс.) изобутан — 58 н-бутан — 6,4 а-бутен — 1,7 сг5-бутен-2 — 4,0 гап5-бутен-2 — 5,0 содержание серы — не более [c.468]

    На рис. 3 приведена технологическая схема процесса разделения бутан-бутеновой фракции методом экстрактивной ректификации с ацетонитрилом. На разделение подается бутан-бутеновая фракция, выделенная из контактного газа дегидрирования бутана, а тшсже рецикловая бутен-бутадиеновая фракция. [c.14]

    Выделение бутан-бутен-бутадиеновой фракции (БББФ) из контактного газа осу ществляется по схеме, приведенной на рис. 10. Технологический процесс газоразделения включает стадии абсорбции, десорбции, повторной абсорбции и депропанизации. Контактный газ после компримирования подается в нижнюю часть абсорбера 2. Назначение абсорбции - поглощение фракции Сд из смеси углеводородов. В качестве абсорбента используется фракция Сб и выше, поступающая с 1ДГФУ. Процесс абсорбции происходит при давлении 0,9-1,05 МПа, температура подаваемого абсорбента 43°С. Для отвода теп ю-ты абсорбции с глухой тарелки абсорбент выводится в холодильник 1 и снова подае гся [c.24]

    Позднее был реализован более эковомичный способ получения дивинила каталитическим дегидрированием бутана и бутенов на хромоксидных катализаторах. В настоящее время дивинил получают также окислительным дегидрированием бутана и бутенов, пиролизом бензиновых фракций. Необходимо заметить, что впервые получение дивинила пиролизом нефтяных фракций было предложено в 1920-х гг. профессором Технологического института Б. Н. Бызовым. Однако метод Бызова в то время не получил промышленного внедрения. [c.635]

    На основе проведенных исследований разработана технологическая схема.комплвкснуй переработки пиролизной С -фракции о получением изопрена из изобутилена и выделвшем бутенов-2, отвечающих по качеству требованиям к сырью для получения дивинила. [c.141]

    Следует отметить, что распределение м-бутенов в продукте дегидрогенизации бутана очень мало зависит от технологических параметров и является примерно следующим 34% к-бутена-1, 38% транс-бу1ш -2 и 28% lfис-бутена-2. Экспериментальные результаты соответствуют полученным при расчете [19 15]. [c.64]

    Эти выводы, а также и другие технологические указания, показывают, что метод Гудри более приемлем для производства бутадиена, чем для производства бутенов. [c.84]

    Для проведения процесса алкилирования в присутствии могут быть использованы либо реакторы "Стрэтко", либо реакторы каскадного типа. Технологическая схема процесса фторсульфонового алкилирования представлена на рис. 7 [281. По этой схеме осушенную смесь пропана, бутенов, изобутана и н-бутана (1590 м /су ) и рециркулирующий поток углеводородов, содержащий пропан, изо- и н-бутаны, смешивают и по линии I вводят в реактор алкилирования I, снабженный турбинной мешалкой. Катализатор - смесь 80% мол./З / и 20% мол. воды (4782 м /сут) подают в реактор алкилирования по линии 11. В случае необходимости подпитку катализатора водой осуществляют непосредственно в реакторе 1 по линии Ш. В непрерывном процессе алкилирования объемная скорость подачи олефинов составлл- [c.46]

    Для решения вопросов, связанных с разработкой технологии процесса прямой гидратации н-бутенов и расчетом параметров технологических аппаратов, необходимы данные по фазовому равновесию жидкость—жидкость и жидкость—пар в ряде систем, содержащих ЭВБЭЭГ, данные по которым в литературе отсутствуют. [c.45]

    Другим примером большой важности сонолимеризации является изменение свойств наиболее распространенного пластика — полиэтилена. При сополимеризацип этилена с небольшими количествами другого мономера, такого, как бутен-1, винилацетат или акрилат, получают сополимеры этилена, которые отличаются большей гибкостью, чем сам полиэтилен. Сонолимериза-цпя с большими количествами мономеров может превратить полиэтилен из пластика в эластомер, как, папример, недавно разработанные сополимеры этилена с пропиленом. Существуют п многие другие примеры технологической целесообразности процессов сонолимеризации. [c.334]

    Технологическая схема процесса изображена на рис. 2.20. Пар и кислород, перегретые примерно до 430 °С смешиваются с бутенами и поступают в реактор адиабатического типа 1. Контактный газ из реактора с температурой 560—580 °С проходит котел-утилизатор 2, конденсатор-холодильник 3 и поступает в колонну узла охлаждения 4. Вода из колонны 4 подается в поток газа перед холодильником 3, а контактный газ вместе с парами из конденсатора-холодильника 3 направляется в газосепаратор 6 и далее на компрессию и разделение. Содержание кислорода в контактном газе, поступающем на компрессию, не должно превышать 0,3%-Катализатор, применяемый в процессе, саморегенерпрующийся. [c.139]


Смотреть страницы где упоминается термин Технологические бутенов: [c.202]    [c.278]    [c.17]    [c.23]    [c.469]    [c.53]   
Производство сырья для нефтехимических синтезов (1983) -- [ c.149 ]




ПОИСК





Смотрите так же термины и статьи:

Бутен

Бутен L Бутен

Бутенил



© 2025 chem21.info Реклама на сайте