Бутан степень превращения

Изомеризация нормального бутана может быть осуществлена также по схеме, представленной на рис. 13-23. Нормальный бутан поступает в смеситель 1, где смешивается с нижним продуктом из дистилляционной колонны 3, и направляется в изомеризационный реактор 2, где изомеризуется при определенной степени превращения. Продукты реакции поступают в дистилляционную колонну, где разделяются на готовую продукцию (верхний продукт) и возврат (нижний продукт). [c.282]

Согласно этой схеме включений, нормальный бутан поступает в каталитический конвертор (реактор) 2 и там изомеризуется при определенной степени превращения. Продукты реакции поступают в дистилляционную колонну 2, где разделяются на верхний продукт, состоящий из изобутана требуемой чистоты, и нижний — нормальный бутан, который изомеризуется в каталитическом конверторе [c.282]

Бромистый алюминий оказался значительно более эффективным катализатором разложения м-пентана и, таким образом, не потребовалось добавления в реакционную смесь веществ, индуцирующих реакцию [24]. Количество образующихся бутанов возрастает практически линейно со степенью реакции, тогда как содержание изопентана достигает максимума, а затем количество его медленно снижается при дальнейшем увеличении степени превращения. [c.23]

Основной реакции сопутствуют многочисленные побочные и вторичные реакции, в частности крайне нежелательные реакции образования углеводородов, соответствующих по числу углеродных атомов высшим жирным спиртам, а также бутиловому и метиловому спиртам. Высокомолекулярные углеводороды загрязняют получаемые спирты, а газообразные углеводороды (метан, бутан) переходят в качестве примесей в циркулирующий водород. Степень превращения сырья достигает 95—99%. Для нормального протекания процесса и поддержания катализатора во взвешенном состоянии требуется 10—15-кратный избыток водорода. Реакционная смесь, состоящая из жирных спиртов, непрореагировавших эфиров, [c.32]

Так, для процесса термического крекинга нефтяного сырья С. Н. Обрядчиков и други(5 авторы предложили уравнения, позволяющие определять выходы бензина и газа в зависимости от плотности исходного сырья и получаемого крекинг-остатка. Подобные уравнения имеются для расчета процесса коксования нефтяного сырья. Для каталитического крекинга дистиллятного сырья на алюмосиликатном катализаторе Б. И. Бондаренко предложил эмпирические зависимости, позволяющие в первом приближении определять выходы сухого газа, бутан-бутиленовой фракции, автомобильного бензина и кокса, в зависимости от степени превращения. [c.631]

Однако при нагреве в присутствии соответствующих катализаторов из пропана, бутанов и пентанов с хорошим выходом при малых степенях превращения образуются олефины с тем же числом углеродных атомов. Крекирование в этих условиях почти не происходит. [c.49]

На рис. 11 (стр. 105) показано влияние температуры на равновесные концентрации бутанов, бутиленов и дивинила. При составлении этого графика и табл. 22 было сделано допущение, что свободные энергии образования всех четырех бутиленов одинаковы при любой температуре, однако это не соответствует действительности. В табл. 28 приведены более точные уравнения свободной энергии. Последние уравнения использованы для расчета констант равновесия при постоянном давлении (Кр) и равновесных степеней превращения для двух типичных реакций изомеризации при обычной и более высоких температурах. Полученные результаты помещены в табл. 29, где X обозначает процентное содержание данного продукта в равновесной смеси (транс-бутилена-2 в третьей графе и изобутилена в четвертой графе). [c.127]

Подаваемый на пиролиз пропан обычно имеет концентрацию 99% и в качестве примесей в нем присутствуют этан и бутан. В промышленных условиях степень превращения пропана достигает 85—90%. По сравнению с этаном выход этилена при пиролизе пропана в 2 раза ниже в расчете на полную конверсию сырья. Однако пропан дает высокий выход пропилена, который при невысоких степенях превращения может составлять 18—19%, а с учетом рецикла — до 23%. При высоких степенях превращения пропана наблюдается следующее распределение жидких продуктов пиролиза (в%) 2С5 1,2, бензол — 2,8, толуол — 0,7, ароматические углеводороды Сз — 0,7, неароматические углеводороды Се—С9 1,3 и тяжелая смола 0,4. [c.44]

При совместной переработке в пиролизных печах бензина с газообразным сырьем с высоким содержанием н-бутана (от 40% и выше) при температуре 820—830 °С степень превращения последнего составляет 93—96%. Непрореагировавший н-бутан составляет существенную долю во фракции С4. Так, при пиролизе бензинов выход н-бутана составляет 0,3— 0,4% при частичной замене бензина па газообразное сырье в продуктах пиролиза смеси будет содержаться до 2,5—3,0% н-бутана. Концентрация бутадиена-1,3 во фракции С4, выход которой на сырье составляет л 10%, падает на 20—25% и снижается ниже допустимых пределов. Для предотвращения этого н-бутан и ШФЛУ с высокой его концентрацией целесообразно пиролизовать отдельно от бензина при температуре выше 835 °С, чтобы достичь максимальной степени его превращения. [c.166]

Рис. 39. Изомеризация и-гексана. Зависимость выходов пропана, бутанов и этана от степени превращения и-гексана.

Зависимость степени превращения бутан-паровой смеси от температуры процесса представлена на рис. 2. Наиболее производительным в температурном интервале 250—300° С оказался никель-хромовый катализатор, однако его невысокая термическая устойчивость [14] не дает возможности проводить испытания при температуре выще 320° С. Максимальная степень превращения бутана на N1—Сг-контакте составляет около 40% в условиях эксперимента. Катализатор никель-кизельгуровый проявил себя как менее производительный. Его преимущество заключается в том, что он может работать в более широком интервале [c.111]

Реакция цис-бутена-2 с десятикратным избытком дейтерия на катализаторе никель/кизельгур изучена при 50, О, —48 и—78° [32]. Наблюдается очень слабый обмен в олефине и образуется только бутен- 1. Близкие к конечным распределения в бутане приведены В табл. 5 с ростом степени превращения не происходит сильных изменений в распределении, но только для данных, полученных при [c.374]

Пытаясь объяснить наблюдаемое для некоторых полимеров медленное снижение молекулярного веса и быстрое выделение улетучивающихся веществ, один из авторов этой главы около 15 лет назад предложил механизм с преимущественным разрывом концевых связей [300], который приводит к линейной зависимости уменьшения молекулярного веса от степени превращения. Однако этот механизм недостаточен для описания всех возможностей распада. Формально можно было бы рассматривать весь диапазон вероятностей распада. Этот путь, однако, не является удовлетворительным. Действительно, судя по нулевым энергиям углеводородов низкого молекулярного веса, скорости распада, этана и, нанример, пропана и бутанов должны быть различными [301]. На самом деле пиролиз последних двух происходит настолько быстрее, чем пиролиз первого, что это может считаться следствием действительного различия в связях [302]. Однако с увеличением размера молекул различия уменьшаются и должны стать несущественными в очень длинных цепях. Даже при допущении распределения энергий связи остаются не объясненными различия в выходе мономера. [c.280]

На рис. 38 и 39 показаны выходы парафинов меньшего молеку-, лярного веса, образующихся в реакциях гидрокрекинга, при различной степени превращения н-гексана. Как и ожидалось, при превращениях, пе превышающих 75%, метан, этан, бутан и пентаны [c.513]

Особенность металлических катализаторов — высокая скорость превращения углеводородов, содержащих третичные углеродные атомы. Например, степень превращения изобутана в я бутан на платиновой пленке при 250—300°С превышала 50%, а я-бутан образовывал только 11—20% изобутана [67]. Изобутан образуется и в присутствии вольфрама при 150 °С, но с малым выходом (до 57о). [c.139]

Линден и Пек [63 ] изучили влияние степени приближения к равновесию на состав продуктов пиролиза. В их опытах бутан крекировался при 815° С и времени контакта 4,26 сек., в результате чего достигались степень превращения выше 99% и выход углеводородов Сб и выше 28,7% вес. Жидкие продукты содержат 1,6% вес. твердых веществ, которые могут вызывать забивку промышленного реакционного змеевика в течение очень короткого времени. Выход олефинов при таких жестких условиях пиролиза невелик и составляет 23— 24%, т. е. менее половины от количества, получаемого при оптимальном значении времени контакта. При оптимальном режиме к-бутан успешно перерабатывается в трубчатых печах при 90— 92%-ном превращении с приближением к равновесию около 60% и выходом этилена и пропилена около 50% вес. (за проход) при относительно малом выходе тяжелых углеводородов и кокса. [c.59]

В случае гидратации изобутилена в составе бутан-бутиленовой фракции крекинга степень превращения с увеличением объемной скорости сначала возрастает, так как улучшаются условия смешения двух жидких фаз, но при объемной скорости выше 4 выход трет-бутилового спирта падает вследствие затруднений транспорта реагентов к активным центрам катализатора . [c.116]

Твердые частицы акцептора полностью улавливаются во втором циклоне, из которого также направляются в бункер. Газовый поток после второго циклона проходит водяную закалку, в результате которой температуру потока снижают до 90—110°С. Водный раствор иодистого водорода и других иодсодержащих соединений отделяют от газообразных продуктов реакции и водяного пара в сепараторе и направляют в бункер. По выходе из сепаратора газовый поток охлаждают для конденсации паров воды. Углеводороды С4 отделяют от азота и небольшого количества продуктов пиролиза (Q—С ) и получают смесь следующего состава (в мол. %) бутадиен — 68,2, бутены — 5,8, н-бутан — 26,0. Это соответствует степени превращения н-бутана 76 о и выходу бутадиена и буте-нов 90,5% на превращенный н-бутан. Полагают, что эти показатели можно улучшить, повысив степень превращения н-бутана до 85/Ь. [c.140]

Процесс окисления пропана и бутанов осуществляют большей частью в избытке углеводорода. При этом степень превращения уменьшается вследствие недостатка кислорода, но увеличивается селективность процесса уменьшается количество продуктов полного окисления (окиси и двуокиси углерода). [c.224]

Сравнение с данными задачи 2.29 показывает, что содержание бутадиена в равновесной смеси (без учета водорода) при дегидрировании чистого н-бу-тана на 15 % меньше, чем при дегидрировании бутан-бутеновой смеси, степень превращения н-бутана отличается мало (0,867 и 0,84 соответственно), а количество образовавшихся бутенов больше при дегидрировании чистого -бутана. Следовательно, добавление -бутенов способствует смещению равновесия в сторону образования бутадиена, [c.150]

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]

При подаче в реактор исходных компонентов в количестве, близком к стехиометрическому (сера 112 кг/ч, пропан бутан 7,9 м /г), температуре 1100 °С газовая смесь на выходе из реактора имела состав от 30,1 до 38,1% (об.) сероуглерода и от 49,6 до 61,6% (об.) сероводорода. Степень превращения серы в сероуглерод при этом оказалась равной 60%, серы в сероводород - 39%, что составляет 91% от возможного теоретически. Давление под газораспределительной решеткой колебалось от 0,11 до 0,13 МПа, в газоходе - от 2,0 до кПа. Производительность реактора составила в среднем 80 кг/ч, что соответствовало проектной. [c.79]

Реакционная смесь, проходя через реактор снизу вверх, окисляется, и продукты реакции вместе с непрореагировавшим н-бутаном (степень превращения за проход 5"о) и растворителем испаряются и в смеси с азотом выходят сверху реактора. Далее, паро-газовую смесь направляют в четырехступепчатую холодильно-конденса- [c.133]

Отходящие газы помимо изопентана содержали также в меньших количествах пропан и бутан, концентрация органических примесей и кислорода в отходящем газе колебалась в весьма широких пределах. При концентрации изопентана более 3% об. и высоких объемных расходах гаровоздушной среды происходил интенсивный адиабатический разогрев слоя катализатора (табл. 1.15), в связи с чем отходящий газ дополнительно разбавлялся воздухом. Изопентан на катализаторе АП-56 окисляется несколько хуже пропана и бутана, поэтому в обобщающей табл. 1.16 приведена только степень превращения изопентана. [c.29]

Эта реакция нромотируется обеими функциями катализаторов риформинга, т. е. гидрирующей и кислотной. Это означает, что в данном случае применим ионный механизм, предложенный для реакций крекинга [17, 36] но здесь крекинг сопровождается мгновенным насыщением осколков, ведущим к образованию парафиновых углеводородов. Следовательно, при реакциях гидрокрекинга может и фактически протекает скелетная перегруппировка. Например, было показано [24], что в качестве основных продуктов гидрокрекинга к-гептана образуются пропан и изобутан наряду с меньшими количествами других продуктов и, разумеется, сравнительно глубокой изомеризацией исходного к-гептана. Работы по изучению изомеризации различных парафиновых углеводородов на никель-алюмосиликатном катализаторе [И ] обнаружили высокую степень превращения в ппзкокипящие парафиновые углеводороды наряду с изомеризацией в изомеры разветвленного строения. Например, к-октап при 380°, давлении 25 ат, объемной скорости (по жидкому сырью) 1 час и молярном отношении водород углеводород 4 1 почти полностью превращается в продукт, состоящий главным образом из пропана, изо- и к-пентана и смешанных бутанов. При более низкой температуре наблюдается ослабление реакции крекинга и более глубокая изомеризация в изомерные октаны. Следует отметить, что состав и метод приготовления катализатора оказывают, сильное влияние на протекание реакции гидрокрекинга этим путем можно достигнуть образования более крупных осколков. Если гидрирующая активность катализатора значительно преобладает над его кислотной активностью, то протекает реакция деметилирования, которая представляет особый случай гидрокре- [c.210]

Дегидрирование бутанов для производства бутенов осуществляли и в Англии. Первая установка была построена в Биллингхеме (1940 г.), а затем две другие установки в Хейшеме (1941 г.). Получаемые бутены использовались для производства изооктана. Установка в Биллингхеме подробно описана в литературе [3], причем согласно этому описанию процесс был разработан совместно компанией Юниверсал ойл продактс и концерном Импириал кемикл индастриз . В качестве сырья применяли смесь н- и изобутана. Катализатор загружали в большое число обогреваемых труб среднего диаметра. Реактор содержал пучок из 96 труб диаметром 73 мм и длиной 4,25 м с непрямым обогревом. Процесс проводили при избыточном давлении 2,1—7 ат и температуре около 565° С. После рабочего периода продолжительностью 1 ч следовал 1-часовой период регенерации (под повышенным давлением) путем выжига кокса с дымовыми газами, содержавшими около 3% кислорода. Степень превращения бутана составляла 20—30% более высокие степени превращения приводили к снижению избирательности процесса. Применяли алюмохромовый катализатор, несколько усовершенствованный (в частности, увеличением содержания окиси хрома), для повышения активности и стабильности. Срок службы катализатора достигал [c.276]

Двухступенчатый процесс производства бутадиена, разработанный фирмой Филлипс [7, 8], также осуществляется на алюмохромовом катализаторе, загруженном в трубчатые реакторы первой ступени, работающие в приблизительно изотермическом режиме. В секции дегидрирования бутана на заводе близ Боргера (шт. Техас), пущенном в 1943 г., имелись 24 реактора, в каждом по 384 трубки диаметром 51 мм и длиной 3,05 м. н-Бутан при 590—595° С и несколько повышенном давлении дегидрируется главным образом до м-бутенов. Продолжительность рабочего периода составляет 1 ч регенерации дымовыми газами, содержащими около 3% кислорода, также 1 ч. Срок службы катализатора превышает 100 суток. Степень превращения достигает около 30%. На второй ступени процесса выделеннные -бутены [c.276]

Однако более эффективным методом является дегидрирование бутана в две стадии [6]. Продуктами первой стадии являются неизменившийся бутан, бутилен и неконденсирующиеся газы. Неконденсирующиеся газы сразу же удаляются, а бутан и бутилен концентрируются в системе для улавливания паров, причем получается продукт для второй стадии дегидрирования. К хорошим выходам бутадиена приводят высокая температура и низкое давление дегидрирования бутилена. Катализатором обычно служит активированная окись алюмнния, пропитанная окисью хрома или магния [7, 8]. Пропускание бутана над катализатором при высоких начальных температурах (около 600°) и нормальном давлении при времени контакта 2,1 сек. приводит к высокой степени превращения бутана в бутилен. Высокая начальная температура процесса сводит к минимуму отравление катализатора, возникающее вследствие поглощения влаги во время регенерации. Обычно, когда температура понижается, катализатор теряет активность. Образовавшийся в результате реакции водород удаляют сжатием газообразного бутилена до 7 ат. Последующий контакт бутилена с катализатором такого же типа при 573° и давлении 50 мм в продолжение 0,35 сек. приводит к дегидрированию бутнлена в бутадиен с выходом 35,4%. После удаления неконденсирующихся газов получают бутадиен 18-процентной концентрации. [c.32]

Акрилонитрил 1,2-Дицианцикло-бутан (I), пропионитрил, адипонит-рил Акрилонитрил Ru в метокси-2-этаноле, Pjj = = 40 бар, 110° С, 6 ч. Выход I — 46% (на прореагировавший акрилонитрил) [71] бис-(Акрилонитрил)-дикарбонил Ru. Мекси-мальный выход смеси продуктов 69% (на прореагировавший акрилонитрил), в смеси 80% I и 20% адипонитрила [71] Рутениевые комплексы в этаноле, Рц = = 3,7 бар, 130° С. Наибольшая степень превращения на ацетилацетонате рутения —98,2% [73] [c.765]

Как показывают данные табл. 20 и 21, гидрокрекинг гептанов при превращениях до 80—90% происходит посредине молекул с образованием в качестве основных продуктов пропана и бутанов (см. опыты 325, 254, 315 и 411). Эти продукты образуются в эквимолекулярных количествах. Высокое отношение количества изобутана к количеству н-бутана в опыте с к-гептаном (опыт 325) показывает, что реакциям гидрокрекинга предшествует реакция изомеризации промежуточного олефинового соедипения с образованием геитенов изостроения. При более высоких степенях превращения в продуктах реакции появляются метан и гексаны, этан и пентаны (см. опыты 325 и 316). [c.525]

Процесс можно осуществлять без рециркуляции для получения бензина и более тяжелого продукта, который фракционируют для выделения компонента реактивного топлива или неносредственно реализуют как высококачественное среднее дистиллятное топливо. При режиме работы с получением только бензина процесс осуществляют со степенью превращения около 60% за один проход более высококипящие компоненты продукта рециркулируют до полной переработки. Отбор бензина с к. к. ниже 204° С позволяет увеличить выход бутанов и дебутанизированного легкого бензина (с к. к. 82° С) за счет выхода жидких продуктов, выкипающих выше 82° С, при лишь незначительном увеличении суммарного выхода жидкого депропанизированного продукта [26]. [c.260]

Ири дегидрировании и-бутана процесс осуществляют в одну или две стадии. В двухстадийном процессе, реализованном в СССР, н-бутан вначале дегидрируют в н-бутилены в кипящем слое алюмохромового катализатора при 580—600° С выход 35% па пропущенный и 70% на ра. ложенпый и-бутан. Суммарный выход н-бу-тиленов и Б. —37%. Из бутан-бутиленовой фракции образовавшегося контактного газа к-бутнлены выделяют экстрактивной дистилляцией с водным ацетоном. На второй стадии н-бутилены, разбавленные перегретым водяным паром, дегидрируют в бутадиен в стационарном слое хромового или кальцпй-никель-фосфат-ного катализатора в адиабатич. реакторе при темп-рах соответственно 580—600 и 640—650° С выходы Б. соответственно —17% и —33% на пропущенные, —82% и —88% на разложенные н-бутилены при степенях превращения 21—25 и —40%. [c.148]

Фирмой Shell hemi al o. запатентован процесс производства изо-п рена из изоамилена. Согласно патенту, экономичность производства изопрена обусловлена проведением одновременного дегидрирования бутилена и изоамилена. Процесс осуществляется следующим образом. Бутан дегидрируется в бутилен над алюмохромовым катализатором. Полученный бутилен очищается от бутана экстрактивной дистилляцией с ацетонитрилом. Отделение некоторого количества образовавшегося бутадиена проводится поглощением его аммиачным раствором ацетата меди. Очищенный таким образом бутилен смешивается с амиленовым сырьем. Смешанный поток направляется на установку дегидрирования, состоящую из ряда параллельно действующих реакторов. Катализатором дегидрирования является окись железа, промотированная окисью хрома и углекислым калием. Температура в реакторах 593 °С давление на входе 1,7 ат, на выходе—1,2 ат. Степень превращения бутилена в бутадиен в этих условиях составляет 25%, изоамиленов в изопрен — 35,5% 65]. [c.50]

Выход газообразных продуктов реакции, содержащих водород, этилен, бутан и бутилен, значительно увеличивается. Это свидетельствует о более глубокой степени превращения алюминийалкилов в п расутств ии соединений переходных металлов за стет увеличения скорости реакции отщепления олефина и роста алкильной цепи, обмена олефинами и радикального распада. [c.76]

Отношение н-бутан кислород в исходной смеси устанавливают таким образом, чтобы окисление протекало в избытке углеводорода, Превращение кислорода за проход должно быть не менее 80%. Обычно отношение свежего н-бутана и кислорода близко к единице. Количество же циркулирующего н-бутана в несколько раз (примерно на порядок) больйе количества- свежего. С другой стороны, отношение суммарного н-бутана к кислороду не должно превышать величины, при которой степень превращения н-бутана становится очень низкой. При малых скоростях подачи воздуха [c.233]