Производительность реактора аппарата

Из сравиения средних времен пребывания в четырехступенчатом каскаде и в одиночном реакторе следует, что производительность каскада в 3,9 раза выше производительности одиночного аппарата того же рабочего объема. [c.312]

Омским филиалом ВНИПИнефть запроектирован реактор с трубами диаметром 200 мм [192, 193]. Применение таких труб существенно повышает пропускную способность, т. е. производительность реактора при использовании компрессоров и насосов тех же типов, что и в случае реактора с трубами диаметром 150 мм. При оптимальном режиме работы (температура 270—275°С, расход воздуха 2600—2700 м /ч, расход жидкой фазы 85—90 м /ч) производительность реактора на гудроне с условной вязкостью при 80 °С 29 с составляет 25 м ч битума БНК-2 и 15 м ч битума БНК-5 (Омский КРЗ). При указанном режиме содержание кислорода в отработанных газах окисления лежит в пределах 1—4% (об.), что свидетельствует о высокой эффективности трубчатого реактора как окислительного аппарата. [c.132]

Предупреждение закоксовывания аппаратов. При производстве окисленных битумов наблюдается закоксовывание стенок газового пространства окислительных систем (выше уровня раздела фаз) и линий снижается пропускная способность по газовой фазе и, следовательно, производительность окислительных аппаратов, повышается давление в системе. Последнее наряду с известной способностью коксовых отложений самовозгораться [56] увеличивает опасность процесса. Особенно сильное. закоксовывание наблюдается в испарителях трубчатых реакторов, которые приходится чистить примерно раз в квартал [95]. В отдельных случаях (при частых нарушениях гидравлического режима окисления) наблюдается закоксовывание и трубчатого реактора, причем здесь отложение кокса интенсивнее протекает в трубах нисходящего потока [54]. [c.178]

Для размещения 10 м катализатора требовалось 2000 труб длиной 4,5 м. При этом вес реактора был весьма значительным сильно повышалась стоимость аппарата. Несмотря на малую толщину слоя катализатора, поперечный температурный градиент был велик и разность температур между стенкой и серединой слоя достигала 8—12 °С. При охлаждении обычной кипящей жидкостью температура хладоагента постоянна, и реакция протекает в основном в верхних слоя катализатора. Небольшое возрастание скорости газового потока вызывает увеличение тепловыделения и порчу катализатора вследствие перегрева. При нормальных условиях количество перерабатываемого газа не превышало 100 м ч на 1 м катализатора, причем скорость потока, отнесенная к пустому сечению, составляла 5—10 см сек. Производительность реактора, работавшего на 10 м катализатора, составляла 2 г углеводородов в сутки. Для повышения производительности были созданы условия, при которых теплоперенос осуществлялся не только при помощи теплопроводности через слой катализатора, но и путем конвекции. [c.346]

В 1944 г. А. Н. Плановским было проанализировано изменение производительности реактора в зависимости от степени превращения сырья за однократный пропуск его через реакционную зону и показано, что, несмотря на малую степень превращения сырья за один цикл вследствие малого времени пребывания в аппарате, производительность реактора при использовании рециркуляции при том же объеме возрастает. [c.284]

При объеме реактора 52 м полная производительность одного аппарата непрерывного действия по этилацетату составит [c.103]

Сырье в смеси с водяным паром инжектирует горячий расплав из нижней части аппарата в вертикально установленную реакционную трубу. На выходе из реакционной трубы установлен отбойник, где расплав отделяется от продуктов пиролиза и поступает в нижнюю часть для нагрева в потоке газа-восстановителя до необходимой температуры. Пирогаз после охлаждения в верхней части аппарата направляется на дальнейшую переработку. Такая схема обеспечивает необходимое соотношение и циркуляцию теплоносителя при изменении производительности реактора по сырью, а также одновременный выжиг углерода в процессе разогрева расплава. [c.98]

Данная технологическая схема имеет ряд серьезных недостатков, главные из них - отсутствие возможности регулировать подачу катализатора в реактор и периодическая работа самого реактора. Более современная схема производства полиизобутилена с подачей хлорида алюминия в виде суспензии в легком полимере приведена на рис. 12. Подача катализатора в виде суспензии хлорида алюминия в легком полимере обусловливает возможность непрерывного его поступления в реактор, а сам реактор работает как аппарат непрерывного действия, параметрами которого легко управлять при помощи автоматических приборов и регуляторов. При этом резко возрастает производительность реактора, а качество полиизобутилена повышается. Качество полиизобутилена зависит также от концентрации изобутилена в сырье. Так, чтобы получить полиизобутилен с молекулярной массой 10000 -12000, достаточно, чтобы исходное сырье содержало 17 - 30% изобутилена для получения же полиизобутилена с молекулярной массой 100000 необходимо применять в качестве исходного сырья чистый изобутилен. [c.47]

Первый по ходу парогазовой смеси конденсатор охлаждается водой с начальной температурой к. н = 25°С, второй — рассолом с начальной температурой н = —15 °С, третий — рассолом с начальной температурой 1х.н = —40°С. Парогазовая смесь состоит из хладона ИЗ (компонент 1), хлора (компонент 2) и фтористого водорода (компонент 3). В качестве инертного компонента выступает хлористый водород. Нагрузка на первый конденсатор, определяемая производительностью реактора, составляет в номинальном режиме 0,1993 кг/с. Парогазовая смесь, поступающая из реактора, является насыщенной. Она характеризуется температурой/по = 64,5 °С и составом у1 = = 0,889 1/2 = 0,017 (/з = 0,094 г/нс1 = 0,3417. Давление в системе Р = 7-10 Па. Распределение температуры парогазовой смеси после аппаратов п, = 33°С /п2=1°С щ = —30°С. [c.226]

Электрофильная полимеризация изобутилена, как показано ранее, протекает с исключительно высокой скоростью (Кр Ю л/моль-с) в ограниченном реакционном объеме в виде факела с различными зонами температур, концентраций реагентов и скоростей протекания элементарных актов реакции. Именно это предопределяет при проведении весьма быстрой реакции полимеризации изобутилена сложность (а по-существу и невозможность) при использовании стандартных объемных реакторов смешения термостатирования процесса и управления им, снижение молекулярной массы и уширение ММР образующихся полимерных продуктов по сравнению с расчетным, а также уменьшение производительности основного аппарата. По этой причине используемые в современном производстве объемные реакторы смешения неэффективны и не являются оптимальными ни по конструкции, ни по объему, ни по производительности, ни по расходу сырья и электроэнергии. Естественно, что актуальными являются работы по разработке других более эффективных способов проведения полимеризации изобутилена в промышленности. [c.307]

Исследования велись при переменном температурном режиме по высоте аппарата 125—105°С. Максимальная производительность реактора непрерывного окисления составляла —6 м /час. Степень использования кислорода воздуха до 80%. Перспективным, катализатором для непрерывного окисления оказался растворимый марганцевый катализатор. После двуз месячной работы на нем колонна была совершенно чистой без каких-либо заметных осаждений на тарелках. [c.99]

На входных участках трубчатых реакторов, в которых обычно проводятся процессы подобного типа, реакционная смесь далека от равновесия и поэтому для ускорения процесса целесообразно повышать температуру. Наоборот, на выходном участке реактора преобладает высокая температура, которую надо снижать для приближения системы к равновесию. По ходу потока вдоль реактора в зависимости от скорости процесса (и тепловыделения) существует Топт- Максимальная производительность реактора была бы обеспечена при возможности реализации этой дифференцированной по длине аппарата оптимальной температуры. [c.222]

В реакторах с трехфазным стационарным слоем загрузка катализатора на единицу объема аппарата может быть значительно выше, чем в реакторе с трехфазным псевдоожиженным слоем. Поэтому, если скорость реакции мала, то в первом случае производительность реактора будет выше, чем во втором. Однако при высокой активности катализатора предпочтительнее реактор с трехфазным псевдоожиженным слоем, так как в стационарном слое низка эффективность использования внутренней поверхности активных катализаторов. [c.124]

Сравнение непрерывно действующего реактора и реактора периодического действия показывает, что для достижения одной и той же удельной производительности в аппаратах требуется разное время. В реакторах периодического действия ко времени химического процесса т необходимо добавлять время затрачиваемое на загрузку выгрузку охлаждение и нагревание потоков. [c.130]

Основными аппаратами установки каталитического крекинга являются реактор кипящего слоя, и регенератор катализатора кипящего слоя. Реактор крекинга КС представляет цилиндрический стальной аппарат диаметром 4 м и высотой 40 м с верхним пггуцером для ввода паров сырья и нижним — для вывода отработанного катализатора. Внутренний объем реактора разделен на три зоны реакционную, отпарную и отстойную. В отпарную зону подается водяной пар для отделения адсорбированных на катализаторе углеводородов. Реакционная зона реактора заполнена кипящим слоем катализатора, который создается парами сырья высотой 5—6 м и плотностью 400 кг/м . Производительность реакторов составляет 800 т/сутки. [c.139]

В аппарате идеального вытеснения, как это видно из его определения, время пребывания всех частиц реагирующей смеси одинаково и равно времени прохождения реакционной смеси через рабочий объем аппарата. Поэтому характер движения частиц здесь не отражается на ходе реакции, средняя скорость которой близка к скорости периодического процесса, но при значительно большей производительности реактора. [c.27]

Пример VI11-6. В реакторе периодического действия, общий объем которого равен 0,3 м , проводится процесс, описанный в примере У1П-5. Продолжительность вспомогательных операций составляет 0,5 ч, степень заполнения реактора исходными веществами равна 0,8. Необходимо рассчитать производительность реактора и количество вещества, перерабатываемого в единице объема аппарата. [c.303]

Бейрон [7] предложил более обоснованный метод расчета реакторов вытеснения с неподвижным слоем катализатора. В методе Бейрона, позднее усовершенствованном Смитом [8], не используется допущение о постоянстве температуры по попереч ному сечению аппарата. Этот метод позволяет определять профиль температур, а также производительность реактора. [c.55]

Рассмотрим теперь, в какой мере следует учитывать эти эффекты ири расчете реактора. Возыйем вначале реактор вытеснения цилиндрической формы, заполненный только реакционной смесью. В таком реакторе иоток может быть либо ламинарным, либо турбулентным. В нервом случае действуют обычная молекулярная диффузия и конвекция, вызванная неравномерностью распределения температур. Если длина реактора значительно больше его диаметра, как это обычно имеет место в действительности, молекулярная диффузия в продольном направлении, как правило, почти не сказывается на работе реактора. Тем не менее, поперечная молекулярная диффузия может оказаться существенной, по крайней мере, в газах. Как уже указывалось, она будет снижать влияние распределения скоростей, приводящего к отклонению от режима идеального вытеснения. К этому вопросу, рассмотренному в работе Босворта 18], мы вернемся в 2. 7. Конвективный перенос в радиальном направлении может иметь аналогичный эффект, т. е. способствовать приближению к модели идеального вытеснения. Продольный конвективный перенос, который может наблюдаться в вертикальных цилиндрических аппаратах при сильном нагревании жидкости или газа, оказывает противоположное воздействие и может значительно снизить производительность реактора по сравнению с рассчитанной на основе модели идеального вытеснения. Этого можно избежать, правильно выбрав конструкцию реактора, например, использовав перегородки, либо горизонтальный реактор вместо вертикального. [c.60]

Увеличение эффективности распылительного или барботажпого реактора может быть достигнуто также путем заполнения его неупорядоченной насадкой. Производительность насадочного аппарата ниже, чем производительность пустотелой колонны, однако эффективность такого аппарата в ряде случаев значительно выше. [c.245]

При увеличении производительности реакторов появляется необходимость усреднения свойств катализатора, поскольку в большие аппараты приходится загружать много его разных партий. Например, в производстве серной кислоты контактный аппарат производительностью 1000 т1год SO3 вмещает 250—280 ванадиевого катализатора. Для достижения однородности катализаторов различные партии их нужно смешивать на катализаторных заводах. [c.504]

Суспензионную, микросуспензионную и эмульсионную полимеризацию ВХ проводят в аппаратах с мешалками, оснащенных теплопередающей рубашкой. Основное требование при разработке полимеризационного оборудования - обеспечение получения продукта требуемого качества при максимальной производительности процесса. Производительность реактора определяется кинетическими закономерностями процесса и условиями отвода тепла реакции полимеризации. Суспензионная полимеризация ВХ протекает в каплях эмульсии, полученных диспергированием мономера в воде в присутствии высокомолекулярных стабилизаторов эмульсии и растворимого в мономере инициатора. Как было показано ранее, перемешивание в реакторе-полимеризаторе оказывает существенное влияние на морфологию зерен ПВХ размер, форму, пористость. [c.68]

В работах, связанных с созданием пульсационной аппаратуры для процессов экстракции, сорбции, растворения, выщелачивания, смешения фаз, показана высокая эффективность искусственно создаваемых нестационарных гидродинамических процессов, протекающих с участием жидкой фазы [10]. Наиболее наглядно это видно на примерах аппаратов идеального перемешивания, в которых протекает реакция второго порядка (см., например, [И, 12]). Производительность реактора в нестационарных режимах возрастает по сравнению со стационарным на величину, пропорциональную квадрату амплитуды пульсаций входных концентраций, достигая максимальных значений при очень низких частотах. Производительность реактора становится еще больше, если периодически изменяется не только состав, но и расход, особенно, если амплитуды этих пульсаций велики и находятся в противофазе. Нестационарные режимы оказались наиболее эффективными в тех случаях, когда выражения для скоростей химических превращений имели экстремальные свойства или реакции были обратимыми. Особенно действенным каналом возбуждения для многих нестационарных процессов является температура теплоносителя. Для последовательных реакций в реакторе идеального перемешивания при неизменной температуре можно добиться увеличения избирательности, если порядки основной и побочной реакций отличаются друг от друга. [c.5]

Реактор имеет цилиндрический корпус с верхним полушаро-вым и нижним коническим днищами. В зависимости от производительности диаметр аппарата может достигать 12 м при высоте цилиндрической части корпуса 10—16 м. Изнутри в ряде случаев корпус покрывают теплозащитной футеровкой. Реактор имеет следующие основные зоны зону ввода и распределения сырья и катализатора, реакционную зону, отстойную зону, зону размещения циклонов и зону отпарки. [c.385]

Пример 26. Рассчитать размеры аппарата для хлорирования титановых шлаков в расплаве хлоридов. Производительность реактора Gp=170 т СЬ в сутки, содержание хлора в исходном газе 707о (об.), давление газа на входе в расплав 0,15 МПа. Температура расплава i = 800° . Давление парогазовой смеси на выходе из расплава 0,1 МПа парциальное давление хлора в отходящем газе 0,0002 МПа равновесное давление в газе над расплавом 0,00015 МПа. Усредненный диаметр пузырька газа в расплаве 5 мм. Коэффициент массопередачи при абсорбции хлора расплавом Na l, Mg l2, содержащим хлориды железа, составляет по экспериментальным данным fer = l,0 кмоль/(м2-ч-МПа). [c.192]

Аппарат оборудовался вертикальным смесителем, обеспечивающим удовлетворительное смешение потоков. Кислород или кислородо-воздуш-ная смесь подается по трубкам, а паро-газовая смесь - по межтрубно-му пространству. На выходе потоки достаточно быстро перемешиваются. Распределение температуры в таком реакторе при загрузке его катализатором ШАП-3 дана на рис. 20. Производительность реактора ограничивается давлением кислорода или кислородовоздушяой смеси, создаваемым стандартной кислорододувкой. Активность катализатора позволяет работать с более высокими объемными скоростями /16,62,637 [c.119]

При расчете реактора выбрали реактор идеального вытеснения, который характеризуется тем, что реагенты последовательно слой за слоем , без перемешивания, ламинарным потоком проходят весь реакционный путь, определяемый, как правило, длиной аппарата. По длине изотермического реактора монотонно уменьшаются концентрация реагентов и скорость реакции, гак как исходные реагенты расходуются, а выход продукта увеличивается. На уменьшение концентрации исходных веществ в реакционном пространстве на производительности реактора в аппарате идеального вытеснения влияет степень превращения, возрастающая по логарифмическому эакону.Та <нм образом, стремление к достижению степени превращения, близкой к равновесной, приводит к существенному уменьшению производительности аппарата. [c.31]

Зависимость относительной производительности реакторов вытеснения и смешения от конверсии для реакций различных порядков приведена на рис. 3.14, из которого видно, что различие по производительности тем больше, чем выше конверсия и порядок реакции. Следовательно, в большинстве случаев наиболее высокопроизводительными являются реакторы непрерывного действия идеального вьггеснения. Вместе с тем широко распространенные гетерогенные процессы, особенно сопровождаемые быстрыми высокоэндотермическими реакциями, требуют применения аппаратов с интенсивным перемешиванием взаимодействующих фаз. Для увеличения производительности таких реакторных устройств часто применяют их секционирование или используют каскад последовательно соединенных аппаратов. [c.132]

Процессы с нелинейной зависимостью производительности технологич. установок (аппаратов) от расхода сырьевых и энергетич. потоков. Характерные примеры - обжиг в кипящем слое, процессы с использованием насосных агрегатов и др. Так, в аппарате с кипящим слоем с увеличением расхода воздуха уменьшается степень превращения сырья вследствие снижения емени пребывания частиц в реакц. зоне с уменьшением расхода воздуха снижается производительность реактора. Периодические, синхронизированные одно с другим колебания потоков воздуха и сырья позволят повысить среднюю производительность аппарата. [c.363]

Для промышленного получения Ti l , в частности для правильного выбора конструкции аппарата, футеровочных материалов и для определения максимальной производительности реактора, представляют существенный интерес термодинамические расчеты максимальной температуры хлорирования титановых шлаков в шахтной электропечи. Показано [160], что при адиабатическом хлорировании шлаков хлором, подогретым до 800 °С, и отношении в реакционных гаЗах СО СО2 = 9 1 теоретическая максимальная температура процесса составляет 1187 °С. В тех же условиях при использовании 65%-ного хлора максимальная температура хлорирования возрастает до 1310 °С. Следовательно, нет опасений, что при интенсификации процесса в шахтной печи будет превышена допустимая с точки зрения термической стойкости огнеупоров температура. [c.546]

Реактор — аппарат, в котором протекает основной процесс химической технологии — образование нового продукта в результате сложного взаимодействия исходных веществ, должен работать эффективно, т. е. обеспечивать требуемую глубину и избирательность химического превращения. Реактор должен удовлетворять следующим требованиям иметь необходимый реакционный объем, обеспечивать заданную производительность и определенный гидродинамический режим движения реагентов, создавать требуемую поверхность контакта взамодействую-щих фаз, поддерживать необходимый теплообмен в процессе, уровень активности катализатора и т. д. [c.178]

Известно, что чём больше количество подаваемого воздуха на окисление, при условии высокой степени использования кислорода воздуха, тем выше производительность окислительнЬго аппарата. Из данных таблицы 1 видно, что наибольшее количество воздуха подается в реактор бескомпрессорного окисления и окислительную колонну — по 1500 нм час в каждый. [c.101]

Соответственно, при производстве дорожных битумов наибольшим количеством активного воздуха характеризуется окислительная колонна — 1200 нм /час, затем следует трубчатый реактор — 900 нм /час, бескомпрессорный реактор и куб (750-780 нм /час). Известно также, что производительность любого типа окислительного аппарата может. определяться путем деления активной части воздуха на норму расхода воздуха( теоретическое количество воздуха, необходимое для окисления данного вида сырья до заданной глубины при полном использовании кислорода воздуха). Исходя из этого производительность любого типа реактора уменьшается по мере увеличени5 нормы расхода воздуха. Так, норма расхода воздуха для получения дорожных битумов из гудрона смеси ухтинских нефтей в 4 раза меньше нормы расхода воздуха для производства той же марки из гудрона типа усть-балыкской нефти. Вследствие этого, производительность окислительного аппарата при производстве Одной и той же марки битума при переработке вышеуказанного гудрона также снижается в 4 раза. [c.103]

Окислительный аппарат любого типа имеет ограниченную лропускную способность по воздуху, подаваемому на окисление, поэтому, чем полнее используется кислород воздуха, тем выше производительность реактора. [c.112]

Благодаря применению малоактивного катализатора и его разбавлению гипсом снижения выхода камфеиа не последовало, несмотря на неблагоприятные условия массообмена и высокую концентрацию катализатора в реакционной зоне. Съем продукта реакции с единицы полезной емкости реактора составил 70 см л. ч) против 10 см (л. ч) на аппаратах периодического действия на том же предприятии. Если учесть, что в заводском аппарате катализатор, во избежание разрушения от собственной тяжести, пришлось бы разместить на ряде фильтров или иа тарелках колоииы, производительность реактора сократилась бы по крайней мере в два раза. Исследования, связанные с разработкой описанного процесса, не были доведены до конца. [c.75]

При повышении давления в реакционном объеме увеличивается плотность и уменьшается линейная скорость реагирующего газа. Поэтому при постоянном реакционном объеме увеличивается продолжительность контакта газов с топливом, что приводит к сокращению потребной длины реакционной зоны и увеличению производительности реактора. Увеличение давления приводит к уменьшению коэффициетгга молекулярной диффузии. Однако повышение температуры реагпрования в связи с увеличением производительности аппарата значительно компенсирует отрицательное влияние коэффициента диффузии на yjjMapnyio коп-станту скорости реагирования. [c.208]

С целью квалифицированного использования сланцевой смолы и в связи с потребностью в углеродистом сырье ВНИИНефтехимом разрабатываются непрерывные методы коксования сланцевых смол и их тяжелых фракций. Научно-исследовательские и опытные работы по непрерывному коксованию с получением кускового кокса велись в двух направлениях 1) разработка технологии высокотемпературного коксования в непрерывнодействующих камерных печах с внешним обогревом и 2) разработка способа коксования на замкнутой движущейся поверхности в реакторах барабанного типа (коксование тяжелых остатков сланцевых смол). Второй способ коксования имеет значительные преимущества перед кубами. Во-первых, непрерывность процесса позволяет создать компактные, полностью механизированные и автоматизированные аппараты. Во-вторых, как показали проведенные исследования [22], удельная производительность реактора барабанного типа по коксу выше по сравнению с промышленными кубами и пекококсовымн печами, Кроме того, реакторы такого типа могут быть с успехом применены для получения полукокса с высоким содержанием летучих для производства конструкционных материалов. [c.83]

Чем выше температура в газовом пространстве реактора, тем выше скорость нагревания сырья на поверхности коксования и конечная температура кокса и тем меньше времени необходимо для нагревания кокса до определенной температуры. В итоге — чем выше температура греющей среды, тем больше производительность реактора. Однако исследования показали, что поддержание наибольшей возможной температуры на всем протяжении зоны нагрева нецелесообразно, поскольку это дает выигрыш в производительности аппарата, но в то же время приводит к ухудшению качества кокса по его механической прочности и кажущейся плотности. Говоря далее об изменении качества кокса, мы будем иметь в виду прежде всего эти показатели. Так, цри равномерной температуре 750°С по всей длине обогреваемой зоны, обеспечивающей скорость нагревания сырья 800—900 град мин, и при постоянной толщине пленки сырья 0,25—0,30 мм производительность составляет 15 кгЦм -ч), но образующийся кокс обладает недостаточной механической прочностью. Временное сопротивление раздавливанию у такого кокса не превышает 30 кг1см . [c.95]

Из уравнений (15) следует, что при стационарной работе аппарата весь подава-ешй в реактор кремний расходуется на образование алкилхлорсиланов и частично выгружается и выносится из реактора. При постоянных потоках и стабильной производительности реактора концентрация кремния в кйнтактной массе остается постоянной. [c.67]

В настоящее время процесс окисления проводят на кубовых установках периодического или непрерывного действия (в кубах-окислителях) в непрерывно действзтацих трубчатых реакторах в колонных аппаратах. Разработан также и успешно внедряется бескомпрессорный метод получения окисленных битумов - окисление проводят в горизонтальном ци- -линдрическом аппарате, разделенном на несколько секций, в которых установлены турбинки-диспергаторы. Воздух для окисления засасывается из атмосферы при вращении турбин-ки. Вследствие отсутствия специального компрессора для подачи воздуха и сравнительно малой производительности реакторы такого типа применяют непосредственно у потребителей, например на асфальто-бетонных заводах. [c.6]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология