Процессы в реакционной зоне

Сложность и многообразие химических процессов обусловили создание весьма большого количества, различных типов химических реакторов. Это затрудняет разработку единой классификации. Обычно в качестве признаков классификации выбираются принцип действия (периодический, непрерывный, полунепрерывный), характер и свойства фаз реагирующих веществ (гетерогенные, гомогенные), характер теплового режима и распределение температур в реакционной зоне (изотермические, неизотермические, адиабатические), тип конструкции, схемы соединения реакторов и т. д. [c.14]

Повышение концентрации реагентов в реакционной зоне совмещенного процесса способствует также увеличению избирательности химического процесса, если имеются параллельные побочные реакции, так как в этом случае есть возможность достигнуть той же скорости основной реакции, что, например, и в простых проточных или периодических реакторах, но ири более низкой температуре. Увеличение селективности процесса за счет этой дополнительной возможности будет тем больше, чем больше различие в температурных коэффициентах скорости основной и побочных реакции. [c.190]

В производстве хлорбензолов бензол хлорируют при сравнительно высоких температурах, что позволяет отводить тепло реакции за счет испарения части бензола в отсутствие специальных теплообменных устройств и теплоносителей. При фотохимическом хлорировании бензола температуру процесса регулируют охлаждающей водой (или рассолом), подаваемой в рубашки и трубки Фильда, размещенные в объеме реакционной зоны хлоратора. [c.352]

В процессе в качестве катализатора применяют 96—98 %-ную, считая на моногидрат, серную кислоту. Расход катализатора на 1 т алкилата зависит от содержания олефинов в сырье для пропиленового сырья — 190 кг, для бутиленового сырья — от 80 до 100 кг, для амиленового сырья — 120 кг. Объемное соотношение кислота углеводороды поддерживается в реакционной зоне от 1 1 до 2 1. Поскольку кислотные свойства серной кислоты в растворе углеводородов значительно выше, чем в воде, снижение активности катализатора при алкилировании будет зависеть от разбавления ее водой. Поэтому нужна тщательная осушка сырья перед подачей в зону реакции. Концентрация кислоты понижается также за счет накопления в ней высокомолекулярных соединений. Применение более концентрированной кислоты приводит к окислению углеводородов, осмолению продуктов, выделению диоксида серы и снижению выхода алкилата. При меньшей концентрации идет реакция полимеризации олефинов с образованием разбавленной серной кислоты, корродирующей аппаратуру. В серной кислоте должны отсутствовать примеси, такие, как соединения железа, например сульфат трехвалентного железа, снижающие эффективность процесса. [c.60]

Следовательно, этильные радикалы образуются, за счет пропильных, а метильные за счет изопропильных радикалов или соответствующих им пропокси-радикалов. Чем сильнее эти процессы выступают на передний план, тем больше должно присутствовать в продуктах реакции низших нитропарафинов. Так в действительности и происходит, когда в реакционную зону вводят кислород, увеличивая тем самым концентрацию пропокси-радикалов. Влияние кислорода на образование [c.571]

Таким образом, реальная модель процесса в отличие от идеальной должна отражать не только закономерности собственно химических превращений, но и сопровождающие их явления массо- и теплопередачи с учетом гидродинамических условий и характера распределения времени пребывания компонентов реагирующей массы в реакционной зоне химических аппаратов. [c.39]

Процесс осуществляют в трубчатом реакторе. С целью снижения концентрации остаточного метана в получаемом газе реакционную зону делят на две секции. Первую (по ходу газа) заполняют катализатором, имеющим меньшую активность по сравнению с катализатором, загруженным во вторую секцию. Разница в в активности катализаторов достигается тем, что во второй секции катализатор имеет большую удельную поверхность и меньшие размеры гранул (не менее, чем на 60% по сравнению с размерами гранул первой секции) [c.96]

Предположим, что на процесс в зоне 2 влияют процессы па входе и выходе реактора (зоны 1 и 3). Поэтому для выявления граничных условий реакционной зоны целесообразно решить дифференциальные уравнения для всех зон. Применительно к процессу с единичной реакцией эти уравнения в соответствии с (И 1.8) и (П1.9) запишутся так [c.44]

Интегрируя уравнения (III.12)—(III.14) в общем виде, а затем отыскивая с помощью граничных условий (111.15)— (И 1.20) константы интегрирования, получим решения этих уравнений, которые для данного процесса будут единственными. Однако, такое нахождение единственности решения является громоздким. К тому же аналитическое решение из-за нелинейности уравнения реакционной зоны можно получить лишь в немногих случах. [c.45]

Высокая кратность подачи водорода также является одним из ва (<нейших факторов регулирования теплового режима в реакционной зоне, так как для процессов гидропереработки остатков характерны высокие теплоты реакций. [c.88]

В процессе окисления парафиновых углеводородов наряду с кислотами и другими кислородсодержащими соединениями в продуктах реакции образуется значительное количество высших жирных спиртов. В результате исследований было установлено, что в начальный период окисления скорость образования спиртов значительно превышает скорость образования кислот и карбонильных соединений. С увеличением глубины окисления парафинов содержание спиртов достигает максимума, а затем в результате дальнейших окислительных превращений начинает падать. Чтобы избежать нежелательных превращений спиртов, необходимо либо ограничить время пребывания продуктов окисления в зоне реакции, либо обеспечить защиту образовавшихся спиртов путем введения в реакционную зону ингибиторов их дальнейшего окисления. Работы, проведенные в каждом из указанных направлений, привели к разработке двух различных процессов получения высших жирных спиртов путем прямого окисления парафиновых углеводородов в жидкой фазе. [c.160]

Кожухотрубные реакторы. Процесс протекает в трубках или в межтрубном пространстве. Для перемешивания фаз или увеличения турбулентности в реакционную зону помещают твердую насадку, которой может служить твердый катализатор в виде гранул или кусков. Иногда стенки сосуда покрывают слоем катализатора. Наконец, зона реакции может быть полой. [c.359]

Для повышения безопасности эксплуатации установок дегидрирования предложен аппарат (рис. Х1У-6), в котором бутановая камера заменена елочным распределителем, размещенным на глухом металлическом листе толщиной 30 мм. Ликвидация ложного днища позволила не только уменьшить опасность вскрытия аппарата, но и снизить температуру процесса дегидрирования, уменьшить коксообразование, а также увеличить объем реакционной зоны. [c.329]

Такой способ деления реакционной зоны на части, в которых условия проведения процесса различны, называется секционированием аппарата. На рис. 1Х-74 нанесена кривая равновесных концентраций аммиака в зависимости от температуры (р = 300 ат). Газы поступают в реактор из теплообменника при температуре 450°С. Реагируя в первой секции реактора (первый слой катализатора), газы нагреваются в результате выделения теплоты реакции в условиях, близких к адиабатическим реакционная смесь почти достигает состояния равновесия, обозначенного точкой Л (/ 635 °С). После прохождения через первый слой катализатора газы снова охлаждаются до температуры 450°С. Во второй секции, где происходит дальнейшее превращение, реакционная смесь приближается к состоянию равновесия, соответствующего точке В на кривой. В дальнейших этапах проведения процесса достигаются состояния, близкие к точкам С, О и Е. Как следует из рис. 1Х-74, высота слоев катализатора в направлении движения потока возрастает, поскольку скорость превращения уменьшается очень быстро. [c.424]

Описание процесса [16, 28, 38]. Процесс проводится при давлевии от 14,1 до 70,3 ama, температурах от 454 до 527° С и объемной скорости от 1 до 6. Обогащенный водородом газ отделяется от жидких продуктов и часть его возвращается в реакционную зону со свежим сырьем. Молярное отношение водорода к углеводородам колеблется от 3 до 10. Катализатором служит небольшое количество платины на кислотном носителе. [c.179]

Важную роль в поддержании активности хлорированного катализатора играет хлороводород, который непрерывно добавляют в реакционную зону в виде хлорорганического соединения, разлагающегося в условиях процесса с образованием НС1. Этим компенсируются потери хлороводорода, постепенно удаляемого из катализатора в процессе изомеризации. [c.73]

Вода. При осуществлении процесса изомеризации н-пентана источниками воды являются сырье и водород. Вода на выходе из реакционной зоны распределяется между жидкой и газовой фазами. Часть вода выводится из реактора с жидким продуктом реакции вода, содержащаяся в газовой фазе, вместе с циркулирующим газом возвращается в зону реакции. [c.90]

Предположить, что практически псевдоожижение в реакционной зоне наступает при степени расширения слоя 25%. В процессе решения потребует- [c.301]

Крекинг-установка с кипящим слоем работает при следующих условиях температура в пределах 471—527 °С, избыточное давление 0,70—1,12 ат, нагрузка от 1 до 3 кг-ч -кг катализатора, отношение массовых расходов катализатора и сырья составляет от 8 до 12. Этот последний показатель характеризует продолжительность использования катализатора, прежде чем возникнет необходимость его регенерации. Режим регенерации температура 566—593 °С, избыточное давление 0,56—0,7 ат, время пребывания катализатора в реакционной зоне регенератора от 20 до 40 сек. В установке с движущимся слоем условия проведения процесса следующие температура от 450 до 493 °С, избыточное давление [c.335]

Принципиальная схема процесса приведена на рис. 10. Установка имеет четыре сферических реактора с внутренней тепловой изоляцией. В процессе магнаформинга предусматривается селективное превращение отдельных групп углеводородов при работе реакционной зоны в оптимальных условиях по количеству загружаемого катализатора, температуре и мольному отношению водород сырье. В первых реакторах установки осуществляют в основном реакции дегидрирования нафтеновых углеводородов, в последнем реакторе — реакции дегидроциклизации парафиновых углеводородов. [c.37]

Известно, что окислы щелочных металлов летучи в условиях этого процесса. Содержание окиси калия в продуктах конверсии бензина составляет пять частей на миллион частей бензина при наличии 6,5% этого окисла в составе катализатора, помещенного в верхней части реактора, составляющей 3/4 общего его объема. Нижнюю часть реактора предлагается заполнить катализатором, содержащим менее 1% окиси натрия. Применение такой комбинации катализаторов позволило исключить отложение углерода в реакционной зоне. [c.48]

Один из промышленных процессов, так называемая автогидроочистка, идет без потребления водорода извне [90]. Последний образуется непосредственно в реакционной зоне в результате дегидрирования нафтенов, содержащихся в сырье. Поэтому процесс идет успешно только при очистке сырья богатого нафтенами. Возможности очищать крекинг-дистилляты (их подмешивают к прямогонному сырью) при автогидроочистке ограничены. [c.251]

В Германии также пытались получать формальдегид окислением метана, содержащегося в газах гидрирования ил и в ко ксовых газах. Были разработаны два процесса процесс фир-мы Гутекофнунгсхютте [16] и процесс фирмы Хиберниа [17]. По первому процессу, по-видимому, продолжают еще получать формальдегид с весьма удовлетворительным результатом. На этой установке метан окисляется при высокой температуре и атмосферном давлении в присутствии небольших количеств двуокиси азота как катализатора. Метан и воздух в отношении 1 3,7 добавляют порознь к циркулирующему в системе метану после его выхода из водяного скруббера, работающего под давлением. На каждые 9 объемов циркулирующего метана вводят 1 объем свежей метано-воздушной смеси. Газовая смесь подогревается до 400° в теплообменнике, через который проходят выходящие из печи газы. Окислы аэота прибавляют в количестве 0,08% от свежей метано-воздушной смеси их получают непосредственно перед вводом в реакционную зону сжиганием аммиака с воздухом над платиновым катализатором. [c.438]

Для одноступенчатых реакторов характерно расположение внутри аппарата узлов ввода и распределения сырья и катализатора, одно-, двух- или трехступенчатых циклонов со спускными стояками, десорбера, узла вывода продуктов крекинга, системы измерения основных параметров процесса. Отношение высоты аппарата к диаметру, характеризующее объем реакционной зоны и время контакта в ней сырья и катализатора, находятся в пределах (1,4—4,0) 1,0. В качестве примера конструктивного оформления реактора с кипящим слоем на рис. 12 приведен реактор каталитического крекинга установки 43-103. [c.27]

Задаваясь показателем кратности, надо иметь в виду, что величина кратности циркуляции катализатора влияет не только на технологические параметры процесса, но и на размеры реакторно-регенераторного блока — объемы реакционной зоны и зоны регенерации катализатора, диаметр катализаторопроводов, размеры внутренних устройств регенератора, а так- [c.32]

При проведении реакции неполного окисления метана возможно воспламенение подогретой метано-кисло-родной смеси еще до поступления в реакционную зону, т. е. Е смесителе и диффузоре. Безопасность процесса зависит Б основном от правильности выбранных соотношений О2 СН4 и температуры предварительного подогрева газов. [c.52]

При некоторых режимах процесса реакционная зона забивалась твердым веществом. В одних случаях это вещество представляет собой сажу или смесь сажи с пирографитом и включениями карбидной фазы, в других — ветвистодендритный конгломерат, состоящий целиком из карбидной фазы. Сажа и ее смесь с пирографитом обычно заполняли реакционную зону на выходе, ветвистодендритный карбидный конгломерат забивал ее на входе, а их смесь на участке между входом и выходом. [c.20]

В принципе технологический процесс заключается в том, что смесь карбоновых кислот с глицерином непрерывно пропускают тонким слоем через большое число последовательно расположенных реакционных зон, находящихся под пониженным давлением. При этом весьма желательно пр исутств ие ускорителей, апр имер окисей магния 1или алюминия. [c.475]

В работе [1] показана возможность приближенного расчета эффективности реакционно-ректификационного аппарата по методу разделяемых пар компонентов [51—56], основанному на экспериментальном исследованв - процесса в лабораторном масштабе в условиях, максимально близких к работе рассчитываемого промышленного аппарата. При этом необходимые характеристики реакционной зоны (задержка вещества, количество катализатора) определяются отдельно также на основе лабораторного исследования. Таким образом приводился расчет совмещенного процесса для случая неидеальной четырехкомпонентной смеси, ха- -рактерцзующейся наличием азеотропов. [c.209]

Технология окисления битумного сырья. Основными факто — рами процесса окисления (точнее окислительной дегидроконден — сации) являются температура, расход воздуха и давление. Чем выше температура окисления, тем быстрее протекает процесс. Но при слишком высокой температуре ускоряются реакции образования карбенов и карбоидов, что недопустимо. Чем больше вводится в зону воздуха, тем меньше времени требуется для окисления (то есть кислород является инициатором процесса). При слишком большой подаче воздуха температура в реакционной зоне может подняться [c.74]

Естественно, что чем быстрее реагирующие вещества про-лодят реакционную зону, тем дальше реакция от равновесного состояния. Здесь при расчетах к каждому отдельному случаю нужно подходить в зависимости от конкретных условий произ-нодственного процесса. [c.177]

Перспективно применение газообразного теплоносителя, содержащего продукты сгорания 1 акого-либо топлива в смеси с кислородом или воздухом. В этом случае смесь нри темнературе до 2000 °С поступает из топочной камеры в смесительную, в которой смешивается с сырьем (реакционной смесью и водяным паром) для регулирования температуры процесса, и затем поступает в реакционную зону. В качестве теплоносителя применяют перегретый до 1000—1200 °С водян рй пар. [c.137]

Каталитический крекинг нефти. По данным А. В. Агафонова и других [3] при крекинге нефти в присутствии алюмосиликатных катализаторов высококипящие углеводороды, главным образом нафтеновые и ароматические с боковыми парафиновыми цепями, а также смолистые и сернистые сиединения, разлагаются с высокой Скоростью. Присутствие в крекируемой смеси низкомолекулярных углеводородов способствует десорбции продуктов разложения и оказывает благоприятное действие вследствие значительного понижения концентрации смолистых и полициклических соединений на поверхности катализатора [3]. Ниже приведен баланс (в % вес. на нефть) однократного крекинга сернистой смолистой нефти (плотность = 0,867, содержание серы 1,6% вес., коксуемость 5,8% вес., содержание фракций ло 350° 48,5% вес.) в присутствии природного катализатора с индексом активности И—14. Условия процесса температура в реакционной зоне 450 , объемная скорость подачи сырья 1,2—1,5 час. , весовая кратность циркуляции катализатора 5. [c.215]

Видно, что процессу распространения пламени присущи все основные элементы, характерные для автоуправляемых процессов, — наличие управляемой (реакционная зона, фронт пламени) и управляющей (предпламенная зона) систем, связанных прямой и обратной связью. Возбуждение процесса (воспламенение) проводится путем внешнего воздействия на исходную горючую смесь таким образом, чтобы в элементарном объеме смеси полностью воспроизводился АХП. [c.122]

Теперь можно сказать, что с практической точки зрения между названными разновидностями крекинг-процесса нет существенной разницы, так как всо они дают тот жо выход и то же качество продукта. Если же отмечать более тонкие различия, то следует заметить, что систему с одним змеевиком можно предпочесть для легкого крекинга тяжелого остаточного-сырья (висбрекинг). С другой стороны, все указанные крокинг-процессы дают одинаково хорошие результаты для отбензиненной нефти и газойлей. Если имеется необходимость в обработке большого количества тяжелых фракций нефти, то предпочтение оказывается процессу с восходящим потоком реагентов в реакционном кубе. В этом случае можно отгонять болое легкие погоны, а более тяжелые оставлять в реакционной зоне до получеиия нужных результатов. Это особенно используется в различных процессах 1 рекинга до ] Окса. Если к обработке компонентов паровой фазы, как например, при крекинге газойлей и отбензиненной нефти, предъявляются более жесткие требования, то большим признанием пользуется система с нисходящим потоком реагентов в реакционной х амере. В этом случае жидкие фракции проходят через реакционную камеру и быстро удаляются, тогда как нары находятся там еще долгое время, чем достигается их нужная обработка. Этот метод был особенно эффективен для получения маловязкого мазутного топлива нз некоторых отбензинен-ных нефтей. [c.31]

Буржуа и Вэнтук приводятнекоторые особенности процессов каталитического крекинга с движущимся слоем катализатора. Реактор для установки крекинга производительностью 3180 м 1сутки имеет в диаметре 4,9 м. Катализатор проходит через реакционную зону в виде медленно спускающегося компактного слоя высотой от 3,7 до 4,9 м. Размеры труб пневмоподъемника [c.376]

Процесс образования дифенилолпропана из гидроперекиси изопропилбензола проходит с большим выделением тепла, поэтому очень важен вопрос о его эффективном отводе и i . Например, предложено смешивать фенол с катализатором и к полученной смеси медленно добавлять гидроперекись. Ее можно вводить в несколько мест по высоте реакционной зоны и в этом случае аппарат выполняют с удлиненной реакционной зоной (трубка и т. п.). Такие меры не только способствуют более эффективному отводу тепла, но и создают благоприятные условия для синтеза вследствие наличия большого избытка фенола в каждый момент времени. В патенте предложено использовать аппарат с удлиненной реакционной зоной, в которую тонкой пленкой подают смесь реагентов. Фенол и гидроперекись, предварительно растворенные в спирте (метиловом, этиловом) или эфире, пропускают через аппарат тонкой пленкой при 20 °С одновременно параллельным током вводят хлористый водород. Время реакции 64 jiiuH. Выход дифенилолпропана 65% (т. пл. 147—149 °С). Для отвода тепла можно также использовать растворители — углеводороды, спирты, эфиры. [c.103]

Полученный газ охлаждают в теплообменнике, установленном между первой и второй зонами, до температуры 300— 450° С с добавлением свежей паросырьевой смеси и контактируют с катализатором во второй реакционной зоне. После прохождения второй зоны полученный газ охлаждают до температуры 200—250° С для конденсации избытка водяного пара и освобождают от двуокиси углерода обычными методами. Процесс проводят при весовом отношении пар углеводороды, равном двум, и давлении 5—100 ат [c.132]

Некоторые детали горения различаются в разных типах пламени. Обычно рассматривают два вида пламени желтое и голубое. Иногда выделяют зеленое пламя. В случаях и голубого и зеленого пламени цвет приписывают излучению некоторых радикалов, существующих в реакционной зоне. Светящееся желтое пламя объясняется свечением раскаленных угольных частиц, получающихся в результате процессов крекинга больших молекул в меньшие фрагменты. Различия между обоими видами пламени были обрисованы Хасламом и Расселом (Haslam and Russell [73]) и более полно Ромпом [74]. Желтое пламя дает непрерывный спектр, а голубое — полосатый. Один тип может быть превращен в другой изменением условий горения. Каждое топливо при неизменных условиях дает только один тип пламени. [c.475]

Для нанесения окиси ванадия необходимо выбирать абсолютно инактивный носитель, иначе значительная часть сырья окисляется до воды и СО2. Подходящим носителем для окиси ванадия является пемза. Описан также снликагелевый носитель, обработанный сульфатом калия. Одной фирмой разработан процесс окисления нафталина или ортео-ксилола в псевдокинящем слое катализатора [348]. Преимуществами процесса в псевдокипящем (флюидном) слое являются меньший расход воздуха и более эффективный отвод тепла из реакционной зоны. [c.590]

Температурой процесса считается среднее значение температуры реагирующих продуктов и катализатора в рабочей зоне реактора (обычно замеряют температуру верха, середины и низа реакционной зоны). Температура каталитического крекинга во многом определяется степенью нагрева поступающих в реактор катализатора и сырья. Имеющиеся данные о температурных режимах в реакторном блоке /9/ свидетельствуют о значительном диапазоне температур, при которых проводятся каталитические процессы. В реакторах с плотным кипящим слоем катализатора температура процесса изменяется от 424 до 704 С, для ли4 -реакторов наиболее распространенный интервал температур 532—538°С. В табл. 1 приведен сослав и характеристики продуктов крекинга вакуумного газойля ромаш-кинской нефти плотностью = 0,914 при различных температурах процесса. Использовался алюмоси>1икатный катализатор с индексом активности 51,1, кратность циркуляции составляла 5,5 1. [c.30]

Температура промышленных процессов риформинга обычно находится в интервале 450—530°С. С повышением температуры ускоряются все основные реакции. При этом рассмотрение кинетики процесса затрудняется параллельно протекающими разнородными реакциями (ароматизации, гидрокрекинга и др.), во многом зависящими от температуры в реакционной зоне аппарата. Как было показано выше, процесс риформирования в целом эндотермичен и требует межступенча-того подогрева газосырьевого потока. Температурный режим реакторов промышленных установок близок к адиабатическому. [c.13]

Метан и кислород, предварительно подогретые до высокой температуры, поступают в смеситель. В зависимости от конструкции горелки ацетиленового реактора газовая смесь поступает в реакционную зону по кольцевой щели (рис. 1,в) либо через большое количество отверстий малого диаметра (рис. , а и 1,6). Стабилизация процесса горения осуществляется путем подвода некоторого количества кислорода (2—6%) к основанию факела. Чтобы предотвратить отложение сажи на поверхности горелки и в реакционной зоне, пред- сматривается механическое сажеочистное устройство или подача воды, стекающей тонкой пленкой по стенкам реакционной зоны. [c.9]