Реакторы непрерывного действия выход

К числу преимуществ непрерывных технологических процессов надлежит также отнести стабильность расходования основных и вспомогательных материалов и энергии, что, как правило, сопровождается их экономией. Сокращаются площади, занятые производственными установками, улучшается организация производства, часто удается снизить трудовые затраты. Однако переработка только одной стадии многостадийного процесса оказывается малоэффективной, на выходе из реактора непрерывного действия накапливаются запасы полупродукта, обработка которого ведется периодически. Если этот полупродукт обладает опасными свойствами, то снижение опасности носит условный характер иногда для целей безопасности приходится нейтрализовать полупродукт, что затрудняет и удорожает его дальнейшую обработку. Все эти соображения диктуют требование перерабатывать технологические процессы в непрерывные полностью, все стадии одновременно от загрузки исходного сырья до получения готового продукта технологический процесс должен быть непрерывен. [c.167]

В идеальном трубчатом реакторе каждый элемент объема претерпевает одни и те же изменения прежде, чем достигнет выхода. Наоборот, в кубовом реакторе непрерывного действия поступающий в систему элементарный объем немедленно смешивается со всем содержимым реактора, имеющим состав потока на выходе. Следовательно, ход реакции в идеальном трубчатом реакторе аналогичен течению ее в реакторе периодического действия, но отнюдь не [c.74]

Отсюда следует, что в отношении выхода реакций расщепления периодический процесс является оптимальным В любом типе реактора непрерывного действия неизбежны колебания времен пребывания, и даже, если среднее время пребывания в реакторе будет равно I, всегда найдутся элементы потока, которые пройдут через систему со временем пребывания, большим или меньшим оптимального значения. Чем шире диапазон изменения времен пребывания, тем меньше максимально возможный выход. [c.110]

Следует иметь в виду, что скорость превращения должна быть взята при условиях на выходе, которые в реакторе. Поэтому, если степень превращения высока, скорость превращения во всем реакторе относительно низкая, вследствие чего кубовый реактор непрерывного действия должен иметь больший объем, чем трубчатый реактор той же производительности. [c.47]

Денбиг [4] показал, что выход продукта реакции, рассчитываемый на единицу объема системы реакторов непрерывного действия с мешалками, может быть значительно увеличен цри использовании аппаратов различных объемов и при оптимальной последовательности температур в каскаде реакторов с мешалкой. Действительно, как показал Денбиг [4], наибольшую общую скорость любой реакции, порядок которой выше первого, достигают в том случае, когда объединенные в каскад аппараты, начиная со второго, увеличивают в размерах. [c.107]

Рассмотрим каскад реакторов непрерывного действия с мешалками, для которого среднее время пребывания в каждом аппарате равно 0, концентрация вещества А на входе в систему и выходе из нее равна соответственно с а, а и са- [c.110]

Распределение времени пребывания в реакторах непрерывного действия с мешалками может оказать существенное влияние как па выход продукта реакции, так и на характер продукта. [c.112]

Корриган и Янг [9] отмечают, что для простых параллельных реакций первого порядка молекулярно-весовое распределение продукта одинаково для реактора непрерывного действия с мешалкой, проточного трубчатого реактора и реактора периодического действия с мешалкой. Однако оно различно для параллельных реакций различных порядков. Корриган и Янг [61 рассмотрели влияние обратного перемешивания в реакторе непрерывного действия с мешалкой на выход продукта для ряда параллельных и последовательных реакций. [c.113]

Денбиг [111 количественно показал, какие температуры необходимо поддерживать в системе из двух реакторов непрерывного действия с мешалками для того, чтобы получить наилучший выход вещества Y при протекании следующих реакций первого порядка [c.113]

В трубчатых реакторах непрерывного действия при синтезе пленкообразующих материалов наиболее вероятен ламинарный режим. При этом возникает большая неравномерность времени пребывания отдельных частиц в реакционной смеси. Отсутствие перемешивания потока при ламинарном режиме и неравномерность времени пребывания могут при необходимости высокой степени превращения замедлить скорость реакции, повысить полидисперсность синтезируемого продукта и выход побочных продуктов реакции. [c.129]

Не менее важной характеристикой процесса является время пребывания в реакторе тех элементов объема, которые уже покинули систему. По существу, это время есть не что иное, как продолжительность химического взаимодействия, определяющая состав конечных продуктов. Из реактора периодического действия после достижения определенной степени превращения выводят весь реакционный объем. Время пребывания всех выводимых из системы элементов-объема всегда одинаково и равно продолжительности периодического-процесса. Элементы объема, выводимые из реактора непрерывного действия, имеют различное время пребывания. Исключением из этого правила является лишь модель реактора идеального вытеснения, в которой пренебрегают перемешиванием элементов объема в направлении движения потока, т. е. рассматривают движение потока, подобное поршню. Поэтому все элементы проходят такой реактор за одинаковое время. Однако во всех других идеализированных моделях реакторов, как и в любом реальном реакторе, всегда есть перемешивание и в направлениях, не совпадающих с направлением потока. Движение элементов объема в таких реакторах является неупорядоченным и их траекторию невозможно определить заранее. Поэтому на выходе неизбежно оказываются элементы объема с различным временем пребывания в реакторе. [c.9]

Интенсивность процесса (выход битума на 1 реакционного объема) в периодических кубах-окислителях ниже по сравнению с реакторами непрерывного действия вследствие более длительного окисления в кубах-окисли-телях и дополнительных затрат времени на закачку и откачку. На установках непрерывного действия при помощи схем и средств автоматизации легко поддаются стабилизации основные параметры процесса (температура окисления, расход сырья, расход воздуха и др.), создаются благоприятные условия для его интенсификации и сокращения времени пребывания сырья в зоне реакции. В результате улучшения контакта воздуха с сырьем повышается эффективность непрерывного процесса по сравнению с периодическим, улучшается степень использования кислорода воздуха и может быть достигнуто почти полное отсутствие кислорода в газообразных продуктах окисления. Стабилизация основных параметров процесса на оптимальных значениях для каждого сырья устраняет местные перегревы и улучшает основные свойства битумов. [c.285]

Рассмотрим для простоты крайний случай реакционную смесь пропускают через реактор с такой скоростью, чтобы весь процесс до требуемой конверсии осуществлялся в одном единственном аппарате. Состав смеси при идеальном перемешивании должен быть однородным по всему объему реактора, в том числе и при выходе из него, а продолжительность пребывания отдельных микроэлементов ее объема в реакторе должна иметь статистическое распределение некоторые из этих элементов быстро проскакивают через реактор, а другие остаются в нем значительно дольше, чем при периодическом оформлении процесса. Очевидно, что и проскок исходных веществ, и задержка продуктов реакции должны приводить к увеличению сум-марной продолжительности реакции. Естественно также, что при переходе от одного реактора непрерывного действия к нескольким указанные эффекты должны ослабевать. [c.165]

Серная кислота из заводского хранилища поступает в емкость, откуда погружным насосом подается в напорный бак, а затем в барабанный реактор. В соответствии с ГОСТом в сульфате алюминия ограничивается содержание свободной серной кислоты и нерастворимого остатка. Выполнение этих требований при непрерывном процессе возможно при наличии автоматической дозировки реагентов — суспензии гидроксида алюминия и серной кислоты. Центробежный насос непрерывно подает суспензию в циркуляционное кольцо, в верхней части которого расположена отборная коробка. Из отборной коробки часть суспензии поступает в барабанный реактор непрерывного действия, а избыток сливается в репульпатор. За счет теплоты разбавления серной кислоты и реакции нейтрализации гидроксида алюминия кислотой температура в реакторе поддерживается в пределах 95—115°С. Продолжительность пребывания реакционной массы в реакторе составляет 25—40 мин. Плотность реакционной массы 1500 кг/м . Производительность аппарата составляет 10000 кг/ч при скорости вращения барабана 0,18 с . По выходе из реактора концентрированный раствор сульфата алюминия с 13,5 % АЬОз поступает в распыливающие форсунки гранулятора кипящего слоя. [c.52]

Используя соотношения для скорости вымывания, уравнения роста микроорганизмов и образования продукта, а также выражение для коэффициентов выхода биомассы, можно получить уравнения материального баланса, которые описывают работу идеального проточного реактора непрерывного действия. Для этого нужно найти соотношение, в котором накопление какого-либо продукта выражено через увеличение его количества благодаря входящему потоку, уменьшение из-за вытекающего потока, увеличение за счет роста или образования продукта в реакторе, уменьшение за счет использования в реакторе и увеличение за счет рециркуляции потока. [c.423]

На выбор реактора может также оказать влияние и такой фактор, как нестабильность того или иного химического соединения в реакционной среде. Если какой-нибудь реагент легко превращается в нежелательные продукты в результате побочной реакции, реактор непрерывного действия с перемешиванием может оказаться предпочтительным вариантом, так как в этом случае можно выбрать такое время пребывания в реакторе, при котором в течение всего времени реакции концентрация исходного сырья в реакционном объеме будет очень низкой. Это, к примеру, может иметь место, если скорость побочной реакции зависит от более высокой концентрации реагента, чем та, которая требуется для реакции образования целевого продукта. Напротив, при нестабильности продукта более подходящим может оказаться трубчатый реактор, в котором высокая концентрация продукта наблюдается только в течение короткого периода перед выходом потока из трубки. [c.234]

Из рис. 1-10, а следует, что требуемое соотношение достигается в реакторе периодического действия при степени превращения бензола, равной 0,94, а в реакторе непрерывного действия с интенсивным перемешиванием при =0,71- -4-0,72. Суммарный выход смеси продуктов в каждом из реакторов при этом равен [c.28]

При образовании вторичных продуктов, которые уменьшают активность катализатора, степень превращения от пробы к пробе постепенно уменьшается. Экстраполируя получаемую зависимость активности катализатора от номера пробы к нулевой пробе, можно получить значение действительной начальной активности данного катализатора. Можно показать, что в определенных случаях импульсный метод дает то же значение степени превращения, что и метод с непрерывным вводом реагентов при том же среднем количестве вводимых реагентов. Используя полученные данные, по уравнению Аррениуса можно вычислить значения кажущихся энергий активации при условии, что не происходит дезактивация катализатора. Если кривая зависимости степени превращения от площади поверхности катализатора не проходит через начало координат, то это свидетельствует о протекании вторичных процессов. Автоматическое дозирующее устройство можно применять и для взятия проб продуктов реакции, если присоединить его к выходу реактора непрерывного действия. [c.42]

Так как во время работы прибора параметры реакции — давление и температуру — поддерживают постоянными, то на катализаторе устанавливается постоянное распределение концентрации и температуры. Это распределение изменяется только при изменении активности катализатора. Работа описанного выше микрореактора основана на том же принципе, что и работа больших промышленных реакторов непрерывного действия, поэтому можно ожидать, что результаты, получаемые с помощью микрореактора, дадут очень много полезной информации о влиянии параметров реакции на выход продуктов реакции. Микрореактор непрерывного действия наилучшим образом подходит для измерения кинетических характеристик, так как в нем отсутствуют хроматографические эффекты и эффекты, связанные с непостоянством парциальных [c.53]

Расчет степени превращения по распределению времени пребывания. Определение средней концентрации С на выходе из реактора непрерывного действия [c.88]

Путем подавления реакции образования четыреххлористого кремния (вводя его в реакционную зону вместе с исходными реагентами) нам удалось достигнуть количественного выхода ФТХС в расчете на исходный ТХС. Показатели процесса воспроизведены на опытной установке в реакторе непрерывного действия (выход ФТХС 92%) и заложены в проект опытно-промышленной установки мощностью 720 т/год, монтаж которой закончен на Иркутском химическом комбинате. [c.26]

Выше было отмечено, что при однократном крекинге керосиновых и. соляровых дестиллатов прямой гонки с глубиной разложения 60% образуется около 37% дебутанизированного автобензина и до 11% бутан-бутиленовой фракции. Более высокие выходы этих продуктов могут быть получены без усиленного газо- и коксообра-зованпя путем осуществления глубоких форм крекинга, проводимых с возвратом в реактор определенных количеств каталитического газойля. Проводимый в реакторах непрерывного действия процесс крекинга исходного сырья в смеси с каталитическим газойлем носит наименование крекинга с рециркуляцией. [c.75]

IV-6. Определить минимальную стоимость батареи реакторов непрерывного действия для переработки 907 кг1сутки реагента. Исходная концентрация вещества 20 кмоль/м , концентрация на выходе из реактора 2,4 кмоль Данные по кинетике реакции в аппарате периодического действия приведенв в табл. 32. [c.137]

В реакторе непрерывного действия при жидкофааной реакции между реагентами А и В образуется вещество С. Экономически целесообразно получить высокий выход С относительно более ценного реагента А. [c.131]

Таким образом, в кубовом реакторе непрерывного действия степень превращения В и, следовательно, выход продукции Р ниже, чем в реакторе с поперечным потоком. Последнее объясняется тем, что отношение усредненное для всего содержимого аппарата, в идеализированном реакторе выше. Очевидно, чем выше это отношение, тем лучше протекает целевая реакция. Величина Сд/с в реакторах периодического действия и трубчатом ниже, чем в реакторе с поперечным потоком, поэтому последний более аффективен для превращенпя А в целевой продукт. [c.61]

Константы скоростей зависят от температуры и концентрации НС1. Из уравнения видно, что желательно снижать величину в реакционной фазе, чтобы подавить побочные реакции образования X т Y. Этого можно достигнуть экстракцией фурфурола из реакционной смеси. Шоенеман и Гофман детально исследовали эту реакцию и рассчитали на основании экспериментальных данных но скорости и коэффициенту распределения Кр выход фурфурола для различных типов реакторов и условий процесса (таких, как концентрация ксилозы в сырье, концентрация НС1, температура реакции). Они подтвердили экспериментально, что выход т р = 0,63 можно получить в каскаде из трех кубовых реакторов непрерывного действия с применением тетралина в качестве растворителя g и при величине = Ю. В случае периодического процесса при тех [c.160]

Максимальный выход промежуточного продукта в последовательных реакциях достигается при вполне определенном времени пребывания (контакта) [78, с. ПО] отсюда следует, что в отношении выхода промежуточного продукта оптимальным является периодический процесс, в котором все молекулы реагируют одинаковое время. В любом типе реактора непрерывного действия, как указывает Денбиг [78], неизбежны колебания времен пребывания и даже если среднее время пребывания в реакторе будет равно оптимальному, всегда найдутся элементы потока, которые пройдут через систему со временем пребывания, большим или меньшим оптимального. Чем шире диапазон изменения времен пребывания, тем меньше максимально возможный выход. Дифференциальная функция распределения времени контакта для каскада реакторов смешения становится более компактной с увеличением числа последовательно соединенных реакторов (например, см. [83]), и селективность реакции должна в этом случае увел ичиваться. Нахождение разумного числа аппаратов в каскаде (в смысле минимума затрат) зависит от квалификации проектировщика [78, с. 84], так как определяется стоимостью аппаратов, затратами на их эксплуатацию и выходом целевых продуктов. Очевидно, число аппаратов в каскаде 3—4 и среднее время контакта 40—60 мин должны обеспечить достаточно высокий выход глицерина (35—40% при гидрогенолизе глюкозы). [c.142]

Эффект неидеального перемешивания (функция распределения по временам удерживания отличается от гауссовой) в первом приближении может быть определен также с помощью смешаной модели Для описания работы реального аппарата объемом 5 м была использована модель, которая включала активный объем, работающий в режиме реактора непрерывного действия идеального смешения (85% полного объема), так называемый мертвый объем (15%) и обводную линию. Соотношение объемов и потоков подбиралось таким образом, чтобы распределение по временам удерживания для модели и реального аппарата совпадало. Очевидно, что этим условиям может удовлетворить множество различных моделей. Найти лучшую из них можно путем сравнения рассчитанных и экспериментальных величин конверсии и МВР. Моделирование на ЭВМ позволяет для подобных моделей оценить время выхода на стационарный режим, которое будет зависеть от величины мертвого объема и распределения потоков между активным и мертвым объемом. Другого типа модели могут включать элементарные объемы идеального смешения и вытеснения или набор элементарных периодических реакторов, соответствующих экспериментальной кривой распределения по временам удерживания для данного реактора. Этот подход можно считать оправданным при анализе режима и оптимизации существующих производств. При расчете реактора, по-видимому, более перспективным должен оказаться метод, основанный на использовании коэффициентов турбулентного переноса и ячеечных моделей В настоящее время можно только [c.347]

Реакторы непрерывного действия с мешалками работают в стационарных условиях, так что параметры в любой точке системы не изменяются во времени. Реагенты непрерывно поступают в реактор, а продукты непрерывно отводят из пего. В системах с хорошим перемешиванием поддерживается одинаковая концентрация во всем объеме аппарата. Такая система представляет собой предельный случай обратного перемешивания. Высокое значение движутцей силы на входе в реактор мгновенно понижается на выходе из реактора. [c.96]

Использование каскада реакторов непрерывного действия позволяет понизить концентрации реагентов по ступеням и уменьшить общий объем системы не снижая выхода продукта. В слут чае бесконечного числа бесконечно малых реакторов непрерыв-ного действия с мешалками, объединенных в каскаде, система становится эквивалентной реактору периодического действия или проточному трубчатому реактору. [c.111]

Рубин, Райт и Сомбаси [13] дали методику оптимизации для определения общего минимального среднего времени пребывания в неизотермической системе реакторов непрерывного действия с мешалками, когда выход в конечной стадии фиксирован. [c.113]

Здесь мы в большей степени касаемся применения фотохимии в промышленном синтезе. Очевидно, что фотохимический процесс должен превосходить по выходу или чистоте продукта обычные методы производства, чтобы конкурировать с ними. Особенно подходящими кандидатами для промышленного применения являются цепные реакции (часто с радикальными переносчиками цепи) с фотохимической начальной стадией. Мы уже рассматривали такое их использование в связи с фотополимеризацией (разд. 8.8.2). Заметим, что фотохимическая реакция может быть экономически оправданной даже в том случае, когда ее квантовый выход низок, если выход химического продукта выше, чем у обычных процессов. В производстве веществ тонкой химической технологии расходы на свет составлявот незначительную часть общей стоимости продукта высокого качества. Более того, вследствие относительно малых количеств используемого материала серийный процесс часто может представлять увеличенную копию лабораторного метода. При использовании фотохимии в широкомасштабном валовом химическом производстве возникают несколько большие трудности, так как плата за энергию может теперь составлять существенную часть стоимости конечного продукта. В широкомасштабном производстве часто применяются реакторы непрерывного действия, ставящие перед фотохимией проблемы, связанные с их конструкцией. В частности, необходимо использовать прозрачные реакторы или прозрачные кожухи ламп, стенки которых часто загрязняются образующимися смолообразными (и светопоглощающими) побочными продуктами. Размер реактора также может серьезно ограничиваться поглощением света реагентами. Этим недостаткам фотохимического синтеза должна быть противопоставлена более высокая селективность получения продуктов и лучший контроль за их образованием. Процесс производства отличается меньшими тепловыми нагрузками, поскольку реагенты не нужно нагревать, а затем охлаждать. Выли разработаны и технологии преодоления проблем, связанных с фотохимическими реакторами. Они включают освещение поверхности падающих тонких слоев реагентов использование ламинарных потоков несмешивающихся жидкостей, причем ближайшей к стенке реактора должна быть жидкость, поглощающая свет применение пузырьков газа, вызывающих турбулентность, для улучшения обмена реагента. И на- [c.283]

Наши исследования показали, что для получения одной и той же марки дорожного битума температура размягчения гудрона, поступающего в периодический куб, должна быть на 2—3°С ниже температуры размягчения гудрона, поступающего в окислительную колонну. Применение колонного аппарата позволяет увеличить выход вакуумного дистиллята примерно на 2 вес.% [132]. На Киришском и Ново-Уфимском НПЗ, Ангарском НХК сооружены и успешно эксплуатируются промышленные окислительные колонны. Испытания колонного окислительного реактора непрерывного действия на Ангарском НХК (диаметр 3,4 м, высота 22,3 м) при использовании в качестве сырья гудрона из смеси западносибирских нефтей показали возможность получения дорожных и строительных битумов всех марок до температуры размягчения 100 °С при условии интенсификации процесса окисления подачей до 1 м /ч воды в газовую фазу (наверх окислительной колонны) для съема тепла реакции и ввода сырья с температурей 120—130°С (температура жидкой фазы в окислительной колонне 265—270°С, паровой фазы ПО—114°С) с подачей сжатого воздуха до 2400 нм ч (0,666 м сек). [c.226]

Стехиометрическое уравнение для автотрофной денитрификации может быть выведено исходя из формулы вещества клетки 5H7O2N и среднего наблюдаемого выхода биомассы, измеренного в реакторе непрерывного действия [c.309]

Реактор непрерывного действия, изображенньгй на рис. 1,. вообще пригоден для реакций, которые протекают с большой скоростью. Для получения нового продукта следует каждый раз найти опытным путем оптимальные хловия, причем обычно удается обеспечить хороший выход. Для определения выхода необходимо пропустить определенное количество компонентов через колонку, про>гыть ее и переработать полученные продукты реакции. [c.9]

Описанная методика может быть использована также Для получения других замеш енных анилидов. Если один из комио-иентов представляет собой твердое веш,ество, то его можно растворить в избытке второго комионента. Например, пропускают в течение 30 мин. раствор 46 г 2-амино-5-нитроанпзола в 285 мл горячего этилового эфира бензоилуксусной кислоты трансформатор при этом устанавливают на 70 в. Затем колонку промывают 50 мл исходного сложного эфира. Продукт реакции закристаллизовывается в приемнике его выделяют фильтрованием, а фильтрат используют для приготовления свежей порции смеси исходных компонентов. После соответствующей обработки получают 75—76 г (89% теоретич.) амида с нужной температурой плавления (178,5—180°) и с надлежащей окраской. Если тот же амид получать не в установке непрерывного действия, то его выход достигает только 81%, причем препарат имеет т, пл. 130—150°, Этот факт хорошо иллюстрирует преимущество методики, при которой реагенты подвергаются действию тепла лишь в течение короткого времени в реакторе непрерывного действия, [c.11]

Реактор непрерывного действия для нитрования, или нйт] атор (рис. 202), имеет форму вертикального цилиндрического сосуда с наружной рубашкой 1 и внутренним змеевиком 2 для охлажденил. Пропеллерная мешалка 3 вращается со скоростью 300 об/мин, интенсивно перемешивая реакционную эмульсию внутри аппарата. Контакт между фазами осуществляется во всем объеме аппарата, так как органическая фаза распределяется в объеме минеральной фазы в виде мелких клпель. В дне реактора имеется штуцер 4 бол>лпого динхиетра для быстрого опорожнения реактора, если реакция выходит из-под контроля и температура достигает критического значения. [c.246]

Чтобы увеличить выход этилбензола и уменьшить возможность образования полиалкилбензолов, берут отношение бензола к олефину в пределах от 3 1 до 2 1. Алкилирование проводится в реакторе непрерывного действия (Д=1,5—2 м и Н = = 10 м), покрытом изнутри бакелитовым лаком. Бензол и этилен подаются в нижнюю часть аппарата (под колосниковую керамическую решетку со слоем керамических колец для равномерного распределения этилена). Процесс алкилирования идет автотермично, и выделяющееся при реакции тепло выносится с парами бензола. Затем масса через боковой штуцер направляется в холодильник и далее на дистилляцию. [c.528]

Взаимодействие синильной кислоты и окиси этилена с образованием этиленциангидрина является экзотермической реакцией, протекающей в присутствии щелочного катализатора, например диэтиламина. Реакцию проводят в аппаратах периодического или nenpepbiBHoro действия в растворе этиленциангидрина или воды. Сообщается, что выход циангидрина составляет 95%- После очистки путем дистилляции в вакууме продукт подвергают дегидратации в газовой фазе в реакторе непрерывного действия при температуре 250—350 °С над активной окисью алюминия. Возможна также жидкофазная дегидратация этиленциангидрина при температуре 200 °С в присутствии формиата натрия или окиси кальция. Выход акрилонитрила по этому методу, как сообщают, равен 90%. [c.207]

Методы с непрерывной работой микрореактора применяют для изучения каталитических и термических реакций с такими вешест-вами, которые в реакциях находятся в газовой фазе. В методе с непрерывной работой микрореактора реагент непрерывно посту-пaefвмикpopeaктop, а пробы периодически отбираются на выходе из микрореактора и подаются в хроматографическую колонку для разделения и анализа. Исследования на таких микрореакторах могут заменить исследования на больших полупромышленных реакторах непрерывного действия. Микрореактор с непрерывной работой больше всего пригоден для измерения кинетических характеристик, так как в нем отсутствуют хроматографические эффекты, связанные с непостоянством парциальных давлений реагентов. [c.191]

Синтез ХЭС осуществляют в реакторе непрерывного действия — противоточной колонне с насадкой. Для подавления побочной реакции образования этандисульфоната (ЭДС) используют разбавленный раствор ХагЗОз и избыток ДХЭ. При степени превращения сульфита 95—97% выход ХЭС составляет 77—79% от теоретического. После отпарки непрореагировавшего ДХЭ раствор ХЭС подвергается сушке в аппарате кипящего слоя. Технический ХЭС содержит 57—60% основного вещества, 27—30% ХаС1 и 11—13% ЭДС. [c.73]

Традиционная технология азокрасителей с применением реакторов большой емкости (10—50 м ) не обеспечивает условий для оптимизации процессов, прежде всего в отношении массообмена. Например, локальные значения pH в таких реакторах отличаются во время приливания раствора реагента на I—2 единицы, тогда как допустимое отклонение составляет 0,2. Интенсивный массообмен может быть реализован в малогабаритных реакторах непрерывного действия [466] или пульсацион-еых , в которых операции диазотирования и азосочетания повторяются с постоянной цикличностью [467]. Поскольку скорости реакций, проводимых без охлаждения, высоки, объемы промышленных реакторов удается уменьшить в десятки раз, облегчается строгое соблюдение параметров, стабилизируется качество и повышаются выходы продуктов [451]. [c.175]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология