Реакторы, применяемые в процессах, проводимых под давлением

Одна из этих моделей применяется в процессах каталитического гидрирования нитросоединений под давлением 10]. Процесс проводится в адиабатическом реакторе с [c.108]

Гидродеалкилирование ароматических углеводородов можно проводить как термически, так и каталитически, причем оба метода равноценны, только в первом случае используются более высокие (на 100—150 °С) температуры. Оптимальная температура термического деалкилирования ароматических углеводородов 50—700 °С. Уже при 625—650 °С деалкилирование протекает на 50—60 %. При более высокой температуре (700—750 °С) производительность реактора увеличивается в несколько раз, но при этом возникают большие трудности, связанные с подбором конструкционных материалов и необходимостью отвода большого количества теплоты. В каталитическом процессе обычно применяют окисные катализаторы, содержащие соединения молибдена, хрома, кобальта на окиси алюминия. Процесс проводят при давлении 3,5—6 МПа и температуре выше 500 °С [19, с. 23]. [c.51]

Непрерывный процесс риформинга под высоким давлением в нрисутствии платинового катализатора. Так называемые непрерывные процессы риформинга с платиновым катализатором характеризуются применением трех реакторов и необходимостью работы в условиях минимального коксообразования. Сырье обычно выкипает в пределах 80—250°. В этих процессах применяются сравнительно высокие давление (около 35 ат) и молярное отношение водород углеводород. Процесс платформинга не приспособлен для проведения регенерации катализатора. Имеются высказывания о возможности регенерации, однако проведение ее экономически не оправдывается [59]. Процессы катформинга, Синклера-Бекера, гудриформинга и соваформинга приспособлены для проведения регенерации катализатора на месте с выключением реактора из процесса, однако применение регенерации сводится по возможности к ьшнимуму, так как для проведения ее необходимо останавливать всю установку. Обычно регенерацию проводят с целью удаления кокса, образовавшегося в результате длительной работы в жестких условиях или нарушений технологического режима. [c.607]

Окислительное дегидрирование по методу НИИМСК [32, с. 41]. Процесс применяется для дегидрирования парафиновых и олефиновых углеводородов. Он осуществляется в реакторе с высокоскоростным кипящим слоем катализатора. Теплота реакции отводится путем впрыскивания парового конденсата. Процесс проводится при температуре 580 °С и атмосферном давлении. Объемное соотношение бутены воздух водяной пар составляет 1 3,55 5. Выход бутадиена 68 % (масс.) при селективности 85 % (масс.). По расходу водяного пара это наиболее экономичный процесс. [c.186]

Процесс этот был разработан американской фирмой UOP в 1965 г. Подвергнутые гидрогенизации олигомеры низших олефинов использовались в качестве важнейших компонентов авиационного топлива. В настоящее время получаемые на этом катализаторе продукты олигомеризации широко применяются в производстве алкилфенольных присадок к маслам и ПАВ. В этом процессе могут быть использованы низкоконцентрированные, широкие по изомерному составу олефиновые фракции. Процесс проводится при температуре 190—230 °С, под давлением 1,7— 8 МПа, с объемной скоростью 0,8—10 mV(m8 кат-ч) и степенью превращения олефинов 80—92%. В этих условиях съем продуктов с единицы объема катализатора достигает 1500—2000 кг/(м -ч). Реакции осуществляются в кожухотрубчатых аппаратах, реакторах башенного типа с послойным расположением катализатора, в аппаратах типа труба в трубе . [c.325]

Из термодинамических соображений для дегидрирования олефинов подобно получению стирола применяется пониженное парциальное давление реагентов. Газ разбавляют перегретым водяным паром в объемном отношении от 1 10 до 1 20 при общем давлении в системе 1,5—1,6 ат. Водяной пар играет, кроме того, роль теплоносителя, не позволяющего реакционной массе чрезмерно охладиться из-за эндотермичности процесса. Это дает возможность проводить реакцию в адиабатическом реакторе, не имеющем поверхностей теплообмена, что сильно упрощает конструкцию аппарата. Наличие водяного пара в реакционной массе обеспечивает саморегенерацию катализатора за счет конверсии отлагающегося кокса. Благодаря этому период службы катализатора на второй стадии дегидрирования значительно увеличивается и регенерацию его можно проводить не так часто, как на первой стадии. Таким образом, при непрерывном процессе можно обойтись без системы реактор — регенератор 1И использовать простейший адиабатический контактный аппарат со стационарным катализатором. [c.679]

Технологические схемы получения окиси этилена каталитиче-СКИ.М окислением этилена очень разнообразны. Они различаются составом газов, направлением потока реагентов, способом съема тепла, конструкцией реакторов, давлением и др. В качестве окислителя применяют воздух или чистый кислород. Процесс проводят на неподвижном слое катализатора, осуществляя рециркуляцию реакционных газов. [c.296]

Во многих системах синтеза, где применяется футерованная аппаратура, процесс проводится последовательно в двух аппаратах — смесителе (первый реактор) и собственно колонне синтеза (второй реактор). В смесителе (рис. 8-10) происходит смешение исходных компонентов и образование карбамата аммония. Он представляет собой аппарат высокого давления очень малых размеров так, перед колонной синтеза емкостью 30 установлен смеситель внутренним диаметром 300 мм и высотой около 1 м. Корпус его может быть выполнен из толстостенной трубы, изготовленной из углеродистой стали, со съемными крышками вверху и внизу. В корпус плотно вставлена защитная труба из легированной стали толщиной 6—8 мм борта трубы имеют кольцевой паз [c.233]

Термическое окисление кремния является одним из наиболее технологичных и широко применяемых на практике методов. Этот процесс проводят в ра,зли чных окислительных средах сухом и увлажненном кислороде, водяном паре при атмосферном и повышенном (до 500 атм) давлениях. Часто используют комбинированные режимы окисления, приводящие к образованию беспористых окисных слоев сравнительно большой толщины с хорошими электрическими свойствами, которые, к тому же, можно варьировать в определенных пределах. Иногда для ускорения термического окисления прибегают к использованию активаторов. Как правило, термическое окисление проводят в проточных системах, но иногда используют и оксидирование в герметичных реакторах, выдерживающих высокие давления. Однако эти способы не лишены некоторых недостатков. Так, при создании толстых (2 —3 мкм) изолирующих пленок (при изготовлении ИС с диэлектрической изоляцией) эти методы неприемлемы, поскольку уже при толщине окисла порядка 1,5 мкм скорость роста пренебрежимо мала. Методы термического окисления невозможно применить и при пассивации готовых структур из-за температурных ограничений (не более 500°С при применении алюминиевой разводки), [c.110]

Рядом работ [41, 42] была показана возмон<ность получения дивинила в одну стадию в реакторах адиабатического типа. Процесс проводился в одну стадию под вакуумом, ибо термодинамические расчеты показывают, что снижение давления способствует дегидрированию в одну стадию. Разрежение применяют в пределах 0,15—0,25 ama, что дает возможность получать кроме дивинила изопрен, пропилен, изобутилен, н-бутилены, i-амилены, стирол и а-метилстирол. [c.137]

Как правило, во всех работах, в которых процесс проводили при очень высоких давлениях (тысячи атмосфер), применялись статические реакторы. Позднее стали использовать преимущественно проточные реакторы, которые в большей степени соответствуют условиям, необходимым для промышленной реализации процесса. [c.607]

Осн. пром. метод получения эпитаксиальных слоев и структур К.-хим. осаждение из газовой фазы с использованием смеси особо чистых 8I I4 и Н . Процесс проводят в проточных металлич. и кварцевых реакторах при 1250°С н атм. давлении с применением индукционного или радиационного нагрева. Эпитаксиальные слои наращивают на ориентированные и прощедщне спец. мех. и хим. обработку подложки из монокристаллич. К., размещаемые на кварцевом или графитовом (с покрытием Si ) пьедестале. Для снижения т-ры эпитаксиального наращивания в качестве источника К. используют SiH lj, а сам процесс проводят при 6,6-9,3 кПа. Применяют также термич. разложение SIH4 (т-ра кристаллизации до 1000-1050 °С). Самую низкую т-ру кристаллизации (700-800 С) обеспечивает метод мол. эпитаксии-наращивание из мол. пучков, получаемых нагреванием кремниевых заготовок электронным лучом в условиях глубокого вакуума (10 -10 Па). Жидкофазную эпитаксию из р-ра К. в металлнч. расплаве (наиб, часто Sn) проводят при 1100-1200°С. [c.509]

Синтез при среднем давлении на железных катализаторах вели в реакторах типа труба в трубе в две ступени (рпс. 8.14). На первой ступени применяли рециркуляцию газа (соотношение нсходного и циркулирующего газа равно 1 3), а остаточный газ подавали на вторую ступень, работающую без циркуляции. Процесс проводили в стационарном слое железного катализатора при 200—215 °С, 1,1 МПа и объемной скорости 100 ч . Степень превращения сннтез-газа (Нг С0= 1,25 1) на каждой ступени составляла 60%. [c.303]

В разделе 1 уже отмечалось, что процесс крекинга требует большой затраты тепла даже для реакции разрьша цепи требуется приблизительно 18 ккал1моль расщепляемого углеводорода. Поскольку продолжительность пребывания углеводородов в зоне крекинга обычно мала (особенно при высокотемпературном процессе), возникает задача быстрой передачи тепла при высокой температуре от одного газа (топочные газы ) к другому (пары углеводородов). С такой проблемой часто сталкиваются при проектировании аппаратуры, применяющейся в промышленности химической переработки нефти. Большинство крекинг-печей состоит из секций узких трубок, через которые с большой скоростью проходят пары углеводородов эти трубки нагреваются за счет радиационного излучения топочных газов. Крекинг под давлением имеет два эксплуатационных преимущества сравнительно меньшие размеры крекинг-установки для данной производительности и лучшая теплопередача. Выход газа при применении высоких давлений сравнительно меньше. Второй задачей является выбор материала для изготовления реактора коекинг-печи. Этот материал должен обладать необходимой механической прочностью в условиях проведения крекинга он не должен влиять каталитически на процесс, в особенности не должен ускорять образование нефтяного кокса. При высокой температуре железо и никель вызывают отложение кокса на стенках реактора. В наиболее жестких условиях обычно применяют хромоникелевые стали (25% хрома и 18% никеля) в случае более умеренных режимов используют ряд легированных сталей, например аустенитные и молибденовые. С двумя новыми методами разрешения проблем, связанных с теплопередачей и выбором конструктивных материалов, читатель ознакомится позже, при описании дегидрирования этана. В этом случае для достижения высокой степени превращения процесс проводят при температуре около 900° (см. стр. 119). [c.113]

В случае применения реакторов со стационарным слоем катализатора в качестве носителя применяется активированный уголь. Активность катализатора в значительной степени зависит от типа применяемого активированного угля. Наибольшей активностью обладают катализаторы, приготовленные на углях, имеющих поры разного диаметра. Активность катализатора возрастает с повышением температуры активации угля, но не зависит от времени активации. С повышением температуры процесса различие в активностях катализаторов, приготовленных на разных углях, уменьшается. При применении катализатора в псевдоожиженном состоянии активированный уголь сильно истирается из-за его недостаточной прочности. Поэтому в таких реакторах применяются ацетат кадмия и его смесь с ацетатом цинка, нанесенные на более твердые носители оксид алюминия или силикагель. Процесс проводят при температуре 160-220 °С и небольшом избыточном давлении (0,03- [c.471]

Описанию этих установок и технологических схем процессов посвящено несколько работ [19, 77, 101]. Процесс этот циклический в то время как один реактор находится в действии, во втором осуществляется регенерация катализатора. В том случае, если процесс проводится с целью риформирования сырья или риформирования и обессеривания, применяются давления от 3,5 до 6 ат, температура 538°, объемная скорость подачи сырья 0,7—1,7 час. . При использовании в качестве исходного сырья лигроиновых фракций октановое число повышали в основном за счет обессеривания и образования легких продуктов крекинга. Легкие продукты крекинга содержат значительное количество олефиновых углеводородов. Пропилен и бутилены могут быть направлены на установки каталитической полимеризации [19]. [c.596]

Сократить длительность стадии омыления жиров можно повышением температуры. Из-за наличия воды процесс проводят под давлением до 1 МПа в контакторах-автоклавах 2]. Вязкость системы на стадии омыления невелика, и в контакторах применяют высокоскоростные мешалки (например, контакторы типа Стратко при производстве мыльных смазок за рубежом). Нагретая в контакторах до 150—170 °С смесь после омыления направляется в реакторы, работающие при атлюсферном давлении. В результате дополнительного нагревания в реакторах удаляется влага и осуществляется термо-механическое диспергирование образующегося мыльного загустителя. [c.98]

Параметры процесса получения полиэтилена по методу Циглера пригодны при синтезе полипропилена, хотя в промышленных условиях для увеличения скорости реакции предпочтительно проводить ее при более высоких температурах, например 75-125°С, и поддерживать давление пропилена на уровне 10 атм. Молекулярные веса получаемых продуктов регулируют, изменяя парциальное давление водорода, так как увеличение давления водорода приводит к уменьшению молекулярного веса. Поэтому давления до 20 атм являются обычными в практике получения полипропилена. Процесс проводится в реакторах смешения, которые можно использовать как в периодическом, так и в непрерывном режиме. В последнем случае применяется несколько последовательно соединенных реакторов. [c.121]

Если процесс проводят при давлении 10 атм, то применяют обычный многотрубчатый реактор. В этом реакторе катализатор находится внутри трубок, а охлаждающая вода—снаружи. Чтобы получить возможно большую поверхность охлаждения, пользуются кольцевыми трубками. Катализатор находится в кольцевом пространстве, вода циркулирует снаружи и по внутренней трубке меньшего диаметра. Внутренний диаметр наружной трубки равен 44 мм, внешний диаметр внутренней трубки составляет 24 мм отсюда кольцевой зазор равняется 10 мм, и ни одна частица катализатора не находится на расстоянии более 5 мм от охлаждающей поверхности. [c.43]

В реакторе-алкилаторе происходит процесс алкилирования бензола тетрамером пропилена. Оптимальные условия процесса давление — атмосферное или небольшое избыточное в пределах давления насыщенных паров реагирующих компонентов, температура в реакторе 40° С, время пребывания реагирующих компонентов в зоне реакции 60 мин, молярное соотношение реагирующих компонентов бензол тетрамер примерно 6 1. Для более равномерного течения процесса применена двухступенчатая система реакторов, кроме того, проводится частичный возврат продуктов реакции первой ступени через промежуточный отстойник 7 насосом 8 обратно в реактор. Из реактора первой ступени 6 в реактор второй ступени 9 реагирующие компоненты переходят самотеком, так как реактор 9 расположен ниже реактора 6. Реакторы 6 и 9 снабжены водяными рубашками для снятия избытка тепла, выделяемого в процессе алкилирования. [c.114]

Хлор предварительно разбавляют воздухом (8—10%) для ингибирования реакций замещения. Процесс проводится при 20—30 С и избыточном давлении 0,7—1,5 кгс/см . Степень превращения этилена около 98%. выход дихлорэтана превышает 95%. В качестве хлораторов применяются аппараты с пропеллерными мешалками, но можно использовать и трубчатые реакторы. [c.106]

Для изучения влияния поверхности на механизм жидкофазного окисления низкомолекулярных углеводородных газов [4] наряду с металлическими автоклавами применяют установку со стеклянным реактором, работающим под двусторонним давлением и позволяющим проводить процесс при повышенных давлениях (рис. 18). [c.29]

В промышленности в подавляющем большинстве случаев в качестве инициатора применяют перекисные соединения этилена, концентрация которых определяется количеством кислорода, подаваемого в реактор. Реакция полимеризации этилена исключительно экзотермична (800 кал г), а скорость процесса резко возрастает с повышением температуры. Для быстрого отвода тепла реакцию проводят в трубчатом реакторе с малым диаметром трубок, по которым с высокой скоростью перемещается реакционная масса. Температура реакции 150—250° С, давление 1500—2500 ат. Процесс проводят до степени конверсии 10-т-30%. Не вступивший в реакцию этилен отделяют от полимера и вновь возвращают в производство. Полученный таким способом полиэтилен назван полиэтиленом высокого давления. Молекулярный вес его лежит в пределе 25 тыс. — 50 тыс. [c.238]

Примерно такую же экономическую эффективность имеет современный газофазный процесс на цеолитном катализаторе (ZSM-5) высокой селективности (фирма Mobil Badger, США),. Процесс проводят при температуре до 420—430 С и давлении 1,4—2,2 МПа с использованием двух реакторов, которые поочередно переводят в стадию регенерации.. В процессе может применяться не только чистый этилен, но и газовые смеси с содержанием этилена 15—20% конверсия этилена близка к 100%, выход около 98%. По этой технологии функционируют несколько крупных установок с единичной мощностью 335— 465 тыс. т/год [489]. [c.243]

Сообщается [15] о попытке применить приведенный выше процесс для каталитического крекинга природного бптума, извлеченного из песка в районе бассейна Атабаска. Битум содержал 16% асфальтенов (15% нерастворимых в пентане и 0,9% нерастворимых в бензоле) и 0,03 вес. % V и N1 [15]. Процесс проводился под давлением водорода 14 атм, при 450° С и объемней скорости подачи бптума 1 час . Пад алюмомолибденовым катализатором помещался уголь в пылевидном состоянии. Предполагалось, что в слое угля будет проходить коксование содержащихся в битуме асфальтенов. Длительность процесса составляла 3 часа. В реакторе, в слое катализатора, не наблюдались ни процесс закоксования, ни сплавление частиц его. Авторы [15] отсутствие закоксоваппости катализатора объясняют так. При температуре опытов коксованию подверглась угольная пыль, помещенная перед катализатором. Содержащиеся в сырье асфальтены также коксовались, но не на катализаторе, а на угольном коксе частицы его обволакивались слоем кокса, образовавшегося из асфальтенов. Таким образом, на слой катализатора попадало сырье с очень низким содержанием асфальтенов и металлов. [c.253]

Очень высокие давления применялись при изучении реакций час1ичного окисления метана, т. е. уже рассмотренной реакции при относительно невысоких давлениях. Опыты проводились на весьма сложной аппаратуре при давлениях от 100 до 1500 МПа (часть опытов ставилась при давлении от 14,3 до 100 МПа). Соотношение СН4 62=11,6 1. Температура проведения опытов находилась в пределах 247...270 °С. Вследствие столь широкого интервала применявшихся давлений приходилось работать с различными реакционными сосудами, что затрудняло оценку влияния давления на степень превращения метана. К тому же поверхность сосуда влияла на течение реакции в зависимости от длительности работы реактора на свежем реакторе скорость процесса была иная, чем на уже бывшем в употреблении. Поэтому результаты данной работы являются в лучшем случае полуколичественными. В результате окисления метана [c.208]

Если процесс проводится прн нормальном давлении, то реакторами могут служить обычные стеклянные колбы Посколысу реакционные смеси необходимо энер-гнчно перемешивать нли встряхивать, сосуды должны иметь соответствующую форму. Если перемешивание осуществляется электромагнитной мешалкой, то можио воспользоваться колбой Эрленмейера с капельной вороикой и трубкой для подведения водорода, как это показано иа рис 10 [154]. Если же применяют встряхивание, то некоторое затруднение вызывает соедниеине реакционного сосуда с резервуаром для водорода. В этом случае применяют механическое приснособлеине для встряхивания, и сосуд с трубками, подводящими водород располагают так, чтобы онн могли стать осью вращения сосуда (рнс. 11 и 12). Если применяется механическая трясучка , водород подводится при помощи гибкой резиновой трубки. [c.322]

До 90 % мирового производства стирола осуществляется газофазным дегидрированием этилбензола при 580-650 °С [44]. В качестве катализаторов применяются FejOg, промотированный СгОз, КОН (NaOH) или VjOg. Процесс проводится в адиабатическом или изотермическом режиме. В первом случае энергоносителем служит перегретый до 800-900 °С водяной пар, который смешивают с парами этилбензола в мольном соотношении (10-14) 1. Введение перегретого пара снижает парциальное давление углеводородов и смещает равновесие, при этом повышается степень конверсии этилбензола, уменьшается закоксован-ность катализатора и увеличивается срок его службы, снижается перепад температур по высоте реактора. Смесь поступает на катализатор с температурой 640 °С и уходит из зоны реакции при 580 °С. Изотермический процесс проводят в трубчатом реакторе при 580-610 °С, тепло подводят путем непрямого теплообмена реакционной массы с теплоносителем - дымовыми газами, расплавами солей. [c.90]

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]

Непрореагировавший РеС1д, присутствующий в хлорсодержащем газе, выходящем со стадии 4, может быть выделен из газовой фазы известными методами. Процесс можно проводить при нормальном давлении. Однако более предпочтительно применять повышенные давления. Помимо других преимуществ (меньший объем аппаратов, большая производительность и т. п.) проведение процесса под давлением позволяет по окончании стадии 4 не проводить удаление непрореагировавшего РеС1з из газовой смеси и последняя может быть непосредственно направлена в реактор хлорирования без какой-либо дополнительной обработки. [c.222]

Полимеризация пропилена проводится в двух последовательно соединенных реакторах — полимеризаторах 5, 6. Средой является гептан, в котором образующаяся фракция атактического полимера растворяется. Катализаторы алкилалюминий и треххлористый титан поступают в полимеризаторы из мерников 1,3. Для модификации полипропилена применяется этилен, сополимеризующийся с пропиленом. В качестве регулятора полимеризации используется водород. Процесс проводится под давлением 8—10 кгс/см при температуре 72—75°С. Съем тепла полимеризации (333 ккал/кг) производится захоложенной водой. Образующийся полипропилен поступает в сборник 7, оттуда в аппарат 8 для разложения остатков катализаторов. Для перевода остатков катализаторов в растворимые неактивные вещества применяются спирты, чаще всего бутанол. В аппарате 9 суспензию полипропилена нейтрализуют едким калием в бутаноле, поступающим из аппарата 10. Из нейтрализатора суспензия подается в отстойную центрифугу где промывается гептаном. Отжатый полимер подается шнеком 12 через сборник 13 в аппараты 14 и 15, где острым паром и обессоленной (деминерализованной) водой промывается от остатков гептана, атактической фракции полипропилена и других примесей. Далее суспензия полипропилена поступает в промьшатель 17, обогреваемый паром, и в центрифугу 18, где промывается деминерализованной водой и отжимается до 15—20% влажности. Влажный продукт сушится до оста- [c.56]

Если алкилирование идет в присутствии серной кислоты, возможно побочное сульфирование ароматического ядра. По этой причине для взаимодействия бензола с пропиленом применяют 86—90%-ную серную кислоту при 20—50 °С (чем меньше концентрация кислоты, тем выше температура). Процесс проводят при 5—12 ат, мольном соотношении бензола к пропилену около 5 1 и объемном соотношении серной кислоты и углеводородной фазы 1 1. В процессах алкилирования бензола высшими олефинами (тетрамером пропилена) используют 95—100%-ную серную кислоту при 10—20 °С и атмосферном давлении. Ввиду гетерофазности реакционной массы ее вначале эмульгируют питающим насосом или в специальном смесителе, затем выдерживают 20—60 лшн в трубчатом охлаждаемом реакторе и разделяют в сепараторе на два слоя. Серная кислота возвращается на реакцию, а углеводородный слой поступает на нейтрализацию и разделение. [c.360]

Процесс, применяемый для гидролиза хлорбензола в отсутствие катализатора, протекает при высокой температуре (ЗбО— 400°) и большом давлении (более 29,4 мн/м ). В этих условиях для гидролиза применяются сравнительно концентрированные растворы щелочи (150—200 г/л NaOH). В присутствии катализатора (хлористая медь) эта реакция протекает при 350° и 19,6 мн/м за 10—15 мин. Процесс проводят, как было уже указано, в трубчатом реакторе, причем общую длину труб подбирают с таким расчетом, чтобы при прохождении через них реакционной массы хлорбензол полностью гидролизовался. [c.87]

Для получения дихлорэтана используется этилен, содержащий не менее 90 % С2Н4. Этилен и хлор в соотнощении 1,05—1,1 1 (в смеси должен быть 5—10 %-ный избыток этилена) раздельно подают в нижнюю часть реактора, представляющего собой колонну барботажного типа. Колонна до половины заполнена дихлорэтаном, в который добавляют в качестве катализатора хлорное железо (0,1—0,5%). Процесс проводится при 90—100°С и давлении 0,07—0,15 МПа. Степень превращения этилена около 98 %, выход дихлорэтана 95—97 %(масс.). В качестве хлораторов применяются аппараты с пропеллерными мешалками, но можно использовать и трубчатые реакторы. [c.428]

Экспериментальное изучение процесса проводили проточным методом в кварцевых трубках специальной конструкции с использованием принципа двухстороннего давления. Для уменьшения тепловых потерь применяли компенсационный обогрев. При этом реакция протекала в условиях, близких к адиабатическим. Заданную температуру исходной смеси поддерживали с помощью винтового подогревателя, непосред-яенно соединенного с реактором. [c.206]

Для обессеривания мазутов может быть применена установка с двумя [реакторами, через которые последовательно в направлении снизу вверх пропускается мазут. При обассеривании вакуумного остатка процесс проводят при 370—454°С и давлении 210 ат. [c.169]

Исходным сырьем для приготовления катализатора служил карбонил железа (метод приготовления описан выше). Температура реакции состав-.тгяла 250—275° рабочее давление 20 ат объемная скорость исходного газа около 80 объемов на объем суспензии в час при 250° и 125 час." при 275°. Применяли процесс с циркуляцией конечного газа, но коэффициент циркуляции указан не был. Синтез проводили только в одну ступень. Для заводской установки Михаэль рекомендовал проводить синтез в три ступени с промежуточной конденсацией масла и удалением двуокиси углерода из отходящих газов после каждой ступени. Производительность составляла 10 кг/час продуктов Сд и выше на 1 ж суспензии за один проход в реакторе при 250° и объемной скорости 80 час. . При температуре 275° и объемной скорости 125 час. производительность составляла 15 кг/час углеводородов С3 и выше на 1 суспензии. Степень превращения СО при работе в одну ступень составляла около 70%. Выход продуктов реакции в г на л прореагировавшего исходного газа Н2+СО был следующий [c.357]

Как правило, во всех работах, в которых процесс проводили при очень высоких (тысячи атмосфер) давлениях [23-26], применялись статические реакторы. Позднее стали использовать преимущественно проточные реакторы, которые в большей степени отвечают условиям, необходимым для промышленной реализации процесса. Экспериментальные результаты получены для широкого диапазона давлений (1-230 атм), температур (300-500°С и выше) и времен реакций (от долей секунды до десятков минут). Встречаются и более экзотические условия например, исследовалась возможность использования в качестве реактора для проведения процесса ПОММ цилиндра двигателя внутреннего сгорания с высокой С1 епенью сжатия, приводимого в движение электромотором [21]. [c.133]

Метод получения гексафторида урана фторированием тетрафторида трехфтористым хлором применяется в промышленном масштабе (Англия). Процесс проводится в реакторах — автоклавах,— снабженных перемешивающим устройством и охлаждающей рубашкой. Давление в течение реакции возрастает до 2 ат. По окончании процесса хлор и избыточный трехфтористый хлор сбрасывают в систему регенерации С1Рз, а гексафторид урана возгоняют и затем конденсируют в транспортных емкостях. [c.295]