Реактор с суммарной рециркуляцией

Для реакторов с суммарной рециркуляцией наиболее общим уравнением, позволяющим находить необходимые параметры процесса, является зависимость между концентрациями на входе и выходе реактора. [c.120]

Как известно, довольно хорошо исследованы вопросы по применению суммарной рециркуляции к разрешению проблемы устойчивости стационарного состояния работы реактора. Здесь следует отметить, что наши исследования по определению условий существования установившегося состояния и его устойчивости привели к интересным, имеющим большое практическое значение результатам. Так, если вместо суммарной рециркуляции применить фракционную, где общая загрузка реактора зависит от степени превращения сырья, то можно для рассмотренного случая добиться устойчивого установившегося состояния системы при одновременном значительном увеличении производительности реактора и повышении селективности процесса. Были найдены условия, гарантирующие существование устойчивого установившегося состояния, вне которых даже при изотермическом осуществлении химической реакции установившееся состояние становится неосуществимым, не говоря уже о его устойчивости (см. гл. I, 3). [c.18]

Примечание. Эту теорему и другие подобные выводы теории рециркуляции можно приложить к процессу, осуществляемому в системе с суммарной рециркуляцией при установившемся состоянии, когда количество отводимых из системы продуктов равно количеству вводимого в нее свежего сырья. Нетрудно заметить, что в этом случае А/ = О будет соответствовать ад = 1 и в систему будет поступать строго определенное количество свежего сырья ( о)д/=о, а общая загрузка системы будет неограниченно велика. Все это приведет к отсутствию градиента концентрации и температуры в реакторе, и в этом смысле система с д = 1 или Kr — оо будет работать в условиях идеального смешения. [c.48]

В случае Ф-рециркуляции составы потоков, выходящих из реактора, отводимых из системы и рециркулята, не совпадают друг с другом. В системе с суммарной рециркуляцией составы этих потоков одинаковы и, следовательно, для этого случая [c.166]

В отличие от процессов с суммарной рециркуляцией, когда одна из величин ад и задается в пределах от пуля до единицы, при фракционной рециркуляции на эти величины накладываются дополнительные ограничения. Так, при фракционной рециркуляции состав рециркулята будет зависеть от заданного состава сырья и требуемого состава на входе в реактор и при раз.личных степенях превраш ения будет различный. Кроме того, могут быть наложены ограничения и на другие потоки, которые в свою очередь повлияют на количество и состав рециркулята, т. е. на ад и дг. [c.167]

В отличие от суммарной рециркуляции, где численное значение а принимается произвольно, в случае фракционной рециркуляции а является функцией длины реактора, т. е. [c.215]

Подобные точки найдены для различных загрузок реактора, представленных кривыми на рис. 35, для случая фракционной (сплошная линия) и суммарной рециркуляции (пунктирная линия). Кривые для g° и go являются общими для обоих случаев. [c.216]

Таким образом, достижение устойчивого установившегося режима эксплуатации реактора с фракционной рециркуляцией имеет большое преимущество для повышения оптимальных показателей процесса. Вопрос об устойчивости установившегося режима реактора с фракционной рециркуляцией ставится впервые и, как видно, может иметь большое практическое значение. Эффективность фракционной рециркуляции здесь была выявлена на частном примере. Желательно в последующем дать общее решение этого вопроса. Однако совершенно очевидно, что использование фракционной рециркуляции с варьированием как степенью превращения компонентов сырья, так и составом рециркулята во многих случаях приведет к аналогичному результату. Здесь мы подходим к проблеме с точки зрения увеличения производительности аппарата, не принимая во внимание других аспектов вопроса, когда может оказаться, что смешение крайне необходимо и удобно по чисто технологическим соображениям. Мы говорим о смешении потому, что реактор идеального вытеснения с суммарной рециркуляцией — это своего рода смесительный аппарат, режим работы которого с повышением степени рециркуляции (доли возвращаемой части потока от общей массы) все больше приближается к режиму работы реактора идеального смешения, и при Кл = с теоретически реактор работает в режиме идеального смешения. [c.217]

В процессах с суммарной рециркуляцией составы массы, возвращаемой в реактор, и массы, идущей на переработку, одинаковы. В процессе же с фракционной рециркуляцией перед возвращением реакционной смеси в реактор ее разделяют на фракции, и в реактор направляется одна из фракций смеси, другая идет на переработку. Например, при синтезе метанола по реакции СО + 2Н2 —> -> СНзОН смесь, выходящая из реактора, содержит три основных компонента метанол, окись углерода и водород. Эту смесь направляют в холодильники-конденсаторы, где метанол сжижается, а окись углерода и водород возвращаются обратно в реактор. [c.11]

В процессах с суммарной рециркуляцией составы массы, возвращаемой в реактор, и массы, идущей на переработку, одинаковы. При фракционной рециркуляции реакционную смесь перед возвращением в реактор разделяют на фракции, и в реактор направляют одну из фракций смеси, а другую—на переработку. Например, при синтезе метанола по реакции [c.17]

К теории реакторов, работающих с суммарной рециркуляцией (о градиенте концентраций). (Совместно с П. В. Карамзиным, 3. А. Зайцевой).— Азерб. хим. ж., 1963, № 5, с. 79—84. [c.21]

В процессе изо.мар используется рециркуляция нафтеновых углеводородов g в реактор изомеризации без их выделения из продуктов изомеризации, что позволяет снизить потери ароматических углеводородов g в результате гидрирования. Выход суммарных п- и о-ксилолов составляет 90%. [c.273]

Рис. 35. Кривые, характеризующие устойчивое состояние реакторов с суммарной (штрихпунктирная линия) и фракционной рециркуляцией (сплошная линия)

Коэффициент рециркуляции обычно устанавливают на основании практических соображений в зависимости от производительности фракционирующей секции или печи. Обычно увеличение коэффициента рециркуляции вполне рентабельно до тех пор, пока оно не вызывает необходимости снизить подачу свежего сырья. Пределом обычно является содержание в суммарном сырье реактора 20—35% циркулирующего газойля. [c.94]

Обсуждение результатов. Зависимости, изображенные на фиг. 61, показывают, что при осуществлении процесса в две ступени минимальный суммарный объем обеих ступеней достигается при 64%-ном превращении сырья в первом реакторе. В данном случае объем 1-го реактора относится к объему 2-го реактора, как 1 0,68. Объем двухступенчатой системы при этом на 42% меньше объема одноступенчатой системы, работающей без рециркуляции, но дающей ту же степень превращения (равную 0,95). [c.336]

Достижение высоких конверсий за один проход при окислении изопропилбензола невозможно из-за взрывоопасности высококонцентрированных растворов гидропероксидов при повышенных температурах, а также увеличения выхода продуктов ее разложения диметилфенилкарбинола, ацетофенона, муравьиной кислоты. Высокие степени конверсии изопропилбензола в целом достигаются в технологии за счет применения рециркуляционного потока по жидкой фазе реактора окисления (аппараты 2—3—4—5— 1—в-Ъ—2 рис. 9.5), направленного со стадии концентрирования гидропероксида на стадию окисления. Одновременно с повышением суммарной конверсии рециркуляционный поток по паровой фазе реактора окисления обеспечивает дополнительный отвод тепла реакции (аппараты 2—3—8—5—7—6—3—2 рис. 9.5). Рециркуляция ацетона на стадии разложения гидропероксида (аппараты 10-11-10 рис. 9.5) позволяет эффективно отводить тепло химической реакции и обеспечивает оптимальные условия ее протекания. Относительно невысокие температуры потоков, охлаждающих агентов реакторов, не дают возможности использовать их непосредственно как теплоносители на стадии разделения. В то же время применение для охлаждения реакторов водного конденсата позволя- [c.348]

Контактно-каталитический крекинг атого мазута на алюмосиликатном катализаторе с начальным индексом активности 31—32 единицы осуществлялся в условиях, аналогичных контактно-каталитическому крекированию мазута с началом кипения 320° С. Однако на этот раз не было нужды повторять сетку экспериментов с различными режимами по температуре и весовой скорости подачи сырья в реактор, и контактно-каталитический крекинг мазута с и. к.—350 С был проведен на оптимальном режиме, выбранном для крекинга мазута с н. к.—320° С (7 ==475° С и К=1,0), ввиду отсутствия принципиальной разницы в этих двух видах сырья (табл. 53). Опыты проводились как без рециркуляции, так и с различными коэффициентами рисайкла фракции, выкипающей выше 350° С. В табл. 54 дан детализированный материальный баланс каталитического крекинга ромашкинского мазута. Из этой таблицы видно, что проведенный отборочный пробег контактно-каталитического крекинга мазута без рециркуляции фр. 350° С подтверждается тремя контрольными пробегами как по выходу сухого газа, автомобильного бензина, дистиллата дизельного топлива, так и по выходу фракции, выкипающей выше 350° С, и по коксу. Содержание олефиновой фракции в сухом газе составляет во всех случаях от 5,2 до 5,33 вес.% на исходный мазут. С утяжелением мазута суммарный выход светлых дистиллатов падает незначительно (от 53,7% на мазут с н. к. 320° С до 50,5%). Выход кокса не увеличивается. Выход сухого газа колеблется в пределах от 9,7% до 10,394. [c.123]

Описание процесса (рис. 103). Хлорирование метана — экзотермическая реакция, которая проводится в трубчатом реакторе, работающем в адиабатическом режиме. Температуру реакции поддерживают в пределах 315—430°С рециркуляцией четыреххлористого углерода или смеси его с избытком низших хлорированных углеводородов. Метан вводят в реактор в одной точке, а хлор и разбавитель вводятся в нескольких точках по мере расходования его для повышения полноты протекания или для регулирования температуры реакции. Состав продуктов реакции зависит от суммарного отношения хлор метан. При молярном отношении хлор метан до 2 1 образуются в основном хлорметил, дихлорметан и хлороформ при молярном отношении от 2 1 до 4 1 — главным образом хлороформ и четыреххлористый углерод. [c.206]

Ввиду довольно низкой степени конверсии этилена в единичном реакторе с целью более полного использования углеводорода и. снижения затрат на сжатие газ после улавливания из него окиси этилена возвращают в реактор. Часть газа все время выводят из цикла, чтобы избежать чрезмерного разбавления его инертными веществами (N2, СО2), и направляют во второй реактор, где в тех же условиях непревращенный этилен дополнительно окисляется. Степень конверсии этилена во втором аппарате достигает 70%, что дает суммарную степень конверсии 85% и выход а-окиси до 60% по этилену. В других схемах второй реактор отсутствует, но осуществляется почти полная рециркуляция газа благодаря использованию не воздуха, а технического кислорода. [c.521]

Из реактора продукты реакции через дроссельные вентили поступают в сепаратор высокого давления 4, затем в сепараторы низкого давления 5, 6. Непрореагировавший этилен направляется снова в процесс. Из сепараторов 5, 6 жидкий полиэтилен поступает на грануляцию, которая заключается в продавливании полиэтилена через насадку с отверстиями. Калиброванный полиэтилен охлаждают проточной водой и режут на гранулы. Поскольку конверсия этилена за один цикл невелика, доля газа рециркуляции составляет около 90%. Суммарное превращение этилена в результате неоднократной циркуляции достигает 95—97 %. [c.277]

Определить коэффициент рециркуляции кр и суммарную загрузку реактора, если при производительности реактора [c.170]

При реакторной системе с диафрагменным сме-дпением (рис. 18) смешение происходит вследствие быстрого прохождения смеси через реактор, имеющий большое количество перфорированных перегородок — диафрагм. Для того чтобы обеспечить необходимое время реакции, смесь многократно проходит через реактор (суммарная рециркуляция). Охлаждение осуществляется в выносном холодильнике. [c.59]

На рис. 40 изображены принципиальные схемы однореакторных установок соответственно для фракционной и суммарной рециркуляций. Для реактора с фракционной рециркуляцией при условии постоянной доли рециркулянта а в каждом из N циклов (оборотов сырья) уравнение связи между количеством сырья дм, кг/ч, подаваемого в реактор, и количеством вновь поступающего (свежего) сырья до может быть получено путем следующих рассуждений [62]. [c.118]

Проблеме устойчивости режима протекания химической реакции в различных системах посвящено много работ [4, 5, 29, 34, 38, 57]. Вопросы устойчивости (стабильности) установившегося состояния режима работы химических реакторов с применением рециркуляции наиболее полно исследовали Дан Лус и Нил Р. Амундсон [59]. В настоящей главе мы ставим в качестве основной задачи рассмотрение этих вопросов с позиции выдвинутого нами в теории рециркуляции принципа суперонтимальности [И, 12, 23, 61]. С этой точки зрения будут исследованы только устойчивые установившиеся состояния процесса, осуществляемого с суммарной рециркуляцией, когда возвращаемый в систему продукт по своему составу совершенно одинаков с продуктами, выходящими из реактора, и процесса с фракционной рециркуляцией, где в систему возвращаются только строго определенные компоненты. Решение этой задачи требует развития теории вопроса, так как принцип супероптимальности не рассматривает общую загрузку реактора величиной постоянной, как это сделано во всех работах, выполненных в этой области, а требует разработки такой системы расчета, когда общая загрузка реактора является функцией степени превращения сырья в реакторе. Решив эту задачу, мы далее рассмотрим достижение устойчивого состояния с помощью двух различных типов рециркуляции, выявим характерные для каждого из них особенности и установим преимущества применения каждого из них в различных условиях. [c.208]

Суммарная рециркуляция. Суммарная (или общая) рециркуляция сравнительно мало применяется в промышленности. Сущность ее заключается в том, что некоторая часть реакционной смеси после выхода из реактора постоянно направляется обратно в реактор. Этим достигается торможение очень быстрых высокоэкзотермических процессов при одновременном увеличении валовой теплоемкости реагирующей смеси, что облегчает тепловое регулирование таких процессов. [c.35]

При 92%-ном превращении бутана выходящий нз реактора газ содержал 37,3% этилена, 6,7% пропилена, 2,0% этана, 1,2% ацетилена, 30,5% метана, 16,6% водорода, 3,5% н-бутана и остальная часть прочие углеводороды. Выход этилена был равен 44,1% и пропилена 12,5% вес. [60]. В процессе с рециркуляцией бутана общий выход этилена и пропилена составил 48,4 и 13,3% соответственно. Указанный выход этилена на 63% больше, а пропилена на 46% меньше, чем полученный в трубчатых печах. Суммарный выход непредельных углеводородов на 15% больше, чем в трубчатых нечах. Последние данные получены в следующих условиях насадка нагревалась в камере сгорания до 1260°, поступала в реактор с температурой 945° и выходила из реактора с температурой 510°. Температура продуктов пиролиза на выходе из реактора нри этом составляла 885°. [c.50]

Серии температурных профилей, приведенные на рис. 6, указывают на наличие эндотермической реакции, за которой быстро следует экзотермическая реакция. Этими реакциями могут быть образование окиси углерода и водорода и их последующая рекомбинация с образованием метана. Однако возможны и другие интерпретации. Добавка водорода, например, вызывает сокращение или даже полное исключение области снижения температуры, а окончательная температура внизу слоя поднимается приблизительно на 15°С. Рециркуляция выходящей газовой смеси, т. е. метана, двуокиси углерода и водорода а вход реактора с одновременным снижением подачи пара позволяет снизить температуру на входе с 450 до 350°С и полностью изменить характер суммарной реакции. При этом исключается падение температуры на входе, вероятно, в результате того, что экзотермическая гидрогенизация исходного продукта компенсируется эндотермическими процессами риформинга. Общее повышение температуры в варианте каталитической гидрогазифика- [c.103]

Восстановление катализатора метанирования проводят газом, полученным после очистки его от двуокиси углерода при 300 С. При восстановлении не наблюдается сильного разогрева катализатора, а на восстановленном катализаторе в результате реакций мета-ппрования выделяется значительное количество тепла. Увеличение температуры газа составляет 6 °С на каждые 0,1% СОа и 7,4 °С — на 0,1% СО, поэтому суммарное содержание СО и СО а в рабочем газе не должно превышать 1,5—2,0%. Если температура газа, выходящего нз реактора, превышает 320 °С, содержание СО и СОа в рабочем газе снижается за счет возвращения на рециркуляцию очищенного водорода. [c.186]

Расчет змеевикового реактора заключается в определении диаметра и длины змеевика и проводится следующим образом. Зная количество сырья, проходящего через змеевик реактора g , т/ч), коэффициент рециркуляции К), температуру смеси продуктов в трубах змеевика (/, °С), давление смеси в змеевике (Р, кГ1см ), плотность смеси сырья и рециркулята при температуре I (1 ) и удельный расход воздуха на 1 т сырья (Ув, м /т), определяют суммарный объем паровой и жидкой фаз, проходящих через змеевик по формулам секундный расход воздуха (в мУсек) [c.197]

П. т. процессов с участием конденсир. фазы существенно сложнее по сравнению с газофазными процессами. При использовании порошков или капельно-жидких реагентов смеситель должен обеспечивать равномерное распределение их в потоке плазмы. Глубина превращения частиц определяется не только простраиств. распределениями т-ры и состава плазмы и физ. св-вами обрабатываемого материала, но и распределениями частиц по скоростям и размерам, формой частиц и др. Характерные времена физ.-хим. превращений в конденсир. фазе намного превышают времена газофазных процессов, поэтому лимитирующими стадиями суммарного процесса являются фазовые переходы (плавление, испарение, возгонка). Для обеспечения необходимого времени контакта твердых частиц с плазмой применяют разл. реакторы с кипящим слоем, с интенсивной рециркуляцией, электродуговые с малыми линейными скоростями плазмы. [c.554]

Из приведенных в табл. 4.5.21 данных следует, что селектш ность жидкофазного алкилирования в реакторе со стационар ным слоем катализатора довольно высока. Суммарный выхо о-крезола и 2,6-ксиленола с учетом рециркуляции образующегос анизола может достигать 90—95%. Вместе с тем применение даь ного процесса в промышленности вызывает серьезные затрудн( ния, обусловленные прежде всего быстрой дезактивацией окис алюминия в данных условиях, по-видимому, в результате гидратг [c.253]

Недавно предложен механизм стабилизации пламени [7], в котором предполагается, что процесс определяется скоростью гомогенной реакции между топливом и кислородом в зоне рециркуляции за стабилизатором. Суммарные скорости реакций всех исследованных здесь топлив (за исключением сероуглерода) измерялись в сферическом реакторе, описанном Лонгвел-лом и Вейссом [11]. Коэффициент избытка каждого топлива определялся в условиях, когда коэффициент нагрузки сферы, равный расходу воздуха через сферу (г/се/с), деленному на объем сферы (л) и давление в степени 1,8 (аг ), был равен 8,92. При начальной температуре смеси 400° К коэффициент нагрузки, равный 8,92, являлся как раз таким, при котором пламя в изооктане срывалось [11] при коэффициенте избытка топлива, равном 0,600. Эти результаты приведены в последних колонках табл. 2. Только в случае водорода различие между наблюдаемым и расчетным коэффициентами избытка топлива составляет 5%. В частности, правый график фиг. 6 указывает на прямое соответствие между срывом в сферическом реакторе и срывом на практически применяемом стабилизаторе. Точность, с которой параметры срыва согласуются между собой, примерно равна точности экспериментального определения срыва в сферическом реакторе или на практическом стабилизаторе в отдельности. (Относительное расположение топлив при срывном коэффициенте изооктана, равном 0,494, в случае использования полого цилиндрического стабилизатора размером 150 мм также достаточно хорошо предсказывается на основании параметров срыва, определенных на сферическом реакторе.) [c.255]

Рециркуляционными называют процессы, в которых лишь часть реакционной массы идет на переработку после выхода из реактора, а другая часть возвращается в реактор. Существуют рециркуляционные поцессы с суммарной и фракционной рециркуляцией. [c.17]

Еще в начальный период изучения каталитического крекинга было установлено, что при обычно применяемых условиях наиболее лепсо крекируемые компоненты сырья претерпевают глубокий крекинг, причем первичные продукты реакции подвергаются дальнейшему разложению с образованием менее желательных продуктов. Эго обстоятельство подсказывало идею ступенчатого проведения процесса, при котором продукты, образующиеся на первой ступени крекинга с низкой степенью превращения, выделяются, после чего остальное частично превращенное сырье подвергается крекингу в более жестких условиях в реакторе второй ступени, отделенном от реактора крекинга свежего сырья. Число патентов в этой области убедительно доказывает большой объем исследований, посвященных ступенчатому проведению крекинга 11, 13, 14, 17, 37, 51]. Однако существует только одна промышленная установка, запроектированная специально для работы по такой схеме (на заводе фирмы Шелл ойл в Анакортесе, шт. Вашин -тон) и построенная в 1955 г. [34, 54]. На этой установке свежее сырье крекируется со степенью превращения не ниже 40% путем кратковременного контакта со свежерегенерированным катализатором в стояке установки, который выполняет функции реактора первой ступени. После разделения углеводородного потока и катализатора последний направляется в реактор второй ступени более или менее обычной конструкции, а поток сырья фракционируют для выделения бензина, образовавшегося на первой ступени процесса. Остающийся газойль подвергается затем крекингу в реакторе второй ступени. При такой схеме процесса можно увеличить выход бензина при неизменном выходе кокса. Вследствие широких возможностей изменения фракционирования газойля с рециркуляцией только легкого, только тяжелого или суммарного газойлей достигается повышенная гибкость процесса по сравнению с возможной на обычных одноступенчатых установках каталитического крекинга. [c.138]

Что же касается двухстуиснчатой системы, то здесь картина несколько иная. В этом случае при минимальном суммарном объеме двух реакторов, ио данным рис. 180, общая загрузка обоих реакторов составляет Ai + Ay i—Пу) или 1,36. При работе с рециркуляцией, когда общая загрузка также равна 1,36, объем реактора, по сравнению с минимальным объемом двухреакторной системы, сокращается на 14,3%. Если вести нроцесс с коэффициентом рециркуляции, определяемым в пределах точек А II В на кривой V = f Пу), то объем системы с рециркуляцией будет меньше минимального объема двухступенчатой системы кроме того в этом случае система с рециркуляцией будет работать с меньшей общей загрузкой. [c.475]

На рис. 122 приведена схема процесса с рециркуляцией. Свежий потокЛ 1(в молях) добавляется к рециркуляционному потоку Мц. Суммарный поток N3 поступает в химический реактор, откуда выходит ПОТОК N . [c.314]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология