Температура на входе в реактор потока

Материальный и тепловой балансы. В режиме идеального смешения температуры и концентрации реагентов одинаковы по всему объему реактора такой же состав и температуру имеет и поток, выходящий из реактора. Состав исходной смеси, которая подается в реактор, будет конечно, другим, так что у входа в реактор идеального смешения все переменные изменяются скачкообразно. Уравнения материального баланса реактора идеального смешения, работающего в стационарном режиме, легко получить, приравнивая разность между количеством -го вещества, входящим и выходящим из реактора в единицу времени, скорости изменения количества данного вещества в результате химических реакций [c.275]

Теперь остается найти распределение оптимальной температуры вдоль реактора. Для этой цели рассмотрим элемент объемом йУ, заключенный между двумя поперечными сечениями, перпендикулярными к направлению потока в реакторе. Пусть N — молярная скорость потока А (или В) на входе реактора. Если степень превращения в этих двух сечениях равна 2 и 2+ 2, то соответствующие им. скорости потока С (или В) в сечениях будут равны гМ и 2 + й2)Ы. [c.145]

Процесс проводят при температуре на входе в реактор 400, на выходе — 700 С. соотношении пар бензин, равном 3 1, давлении 28 атм, на контактах, расположенных в двух зонах реактора. В начальной зоне, составляющей 50% всего объема реактора, находится иридиевый катализатор. Нижняя часть реактора заполнена смесью (70 30) цилиндрических гранул (4,8 мм) цемента и аналогичных гранул никелевого катализатора. Катализаторы восстанавливают водородом при температуре 750 С. Поток бензина и водяного пара пропускают через реактор сверху вниз. На катализаторе не обнаруживается отложе- [c.172]

Особенностью производства битумов в трубчатом реакторе является протекание стадии собственно окисления в режиме, близком к идеальному вытеснению (хотя в целом трубчатый реактор, работающий с рециркуляцией, соответствует более сложной модели и при значительных коэффициентах рециркуляции приближается по характеру структуры потоков жидкости к реактору идеального смешения). В этом случае для обеспечения приемлемой скорости реакции необходимо уже на вход в реактор подавать нагретые реагенты. В дальнейшем же во избежание перегрева реакционной смеси ее необходимо охлаждать. Таким образом, вначале требуются затраты энергии на нагрев сырья в трубчатой печи, а затем — на охлаждение реагирующих фаз потоком вентиляторного воздуха [72]. При использовании легкого сырья или при сравнительно глубоком окислении (до строительных битумов) нагрев сырья в трубчатой печи можно заменить нагревом в теплообменниках битум — сырье [54, 73]. Средняя температура в реакторе должна быть не ниже 265 °С, иначе реакция окисления резко замедляется [71]. [c.53]

Смесь гидроочищенного сырья и водородсодержащего газа, пройдя систему теплообменников 7 и вторую секцию печи 12, входит в первый реактор 13 с температурой 500 °С. В первом реакторе превращается большая часть сырья (главным образом, нафтеновые углеводороды), что сопровождается падением температуры в реакторе, достигающим 35—40 °С. Ввиду того что скорость реакции в результате снижения температуры уменьшается, смесь непрореагировавшего сырья с продуктами реакции и циркулирующим газом вновь возвращается в печь 12 (в третью ее секцию), далее поступает во второй реактор риформинга, снова возвращается в печь (в четвертую секцию) и, наконец, двумя параллельными потоками проходит третий и четвертый реакторы. [c.43]

Стационарные режимы слоя в целом. Выведенные выше условия перехода между различными режимами отдельной ячейки носят локальный характер и зависят от концентраций реагентов и температуры потока в данной точке зернистого слоя. Чтобы найти условия, при которых в тех или иных частях реактора достигаются концентрации реагентов и температуры, соответствуюш ие названным точкам перехода, необходимо решить систему уравнений, описывающих рассматриваемый процесс. Если на входе реактора реакция идет в кинетическом режиме и требуется выяснить, перейдет ли она в диффузионный под действием выделяющегося тепла, то вплоть до самой точки перехода можно пользоваться приближением идеального вытеснения. Это оправдано тем, что в кинетическом режиме степень превращения, достигаемая в одной ячейке, всегда мала, а в этих условиях приближение идеального вытеснения является достаточно точным. [c.252]

Основные положения. В любое из расчетных уравнений химического процесса входит ряд переменных время контакта, температура потока на входе в реактор и температура теплоносителя, скорость потока, диаметр зерна катализатора и т. д., значения которых можно изменять в более или менее широких пределах. Приступая к проектированию химического реактора, необходимо выбрать значения этих переменных так, чтобы добиться наилучшего результата процесса. Число и номенклатура варьируемых пере менных определяются принятым типом реактора и его схемой. Последняя также должна быть выбрана оптимальной, а этого в большинстве случаев можно добиться только путем сравнения наилучших результатов процесса, достижимых в реакторах различных типов. [c.365]

А— В в реакторе с мешалкой 3. Для подогрева исходной смеси за счет теплоты уходящего из реактора потока служит теплообменник 2, причем = ДГ = 10 К. Кроме того, температура на выходе из реактора на ЛТр = 160 К больше, чем на входе. В сепараторе 4 целевой продукт В полностью отбирается (поток 40). Поток 40, [c.89]

Принципиальная схема установки представлена на рис. 96-Сырье насосом Н-1 подают в систему через теплообменники Т-1 смешав его предварительно с циркулирующим водородсодержащим газом, подаваемым из сепаратора С-1 высокого давления компрессором ПК-1, и со свежим водородом от компрессора ПК-2. Пройдя через печь П-1, смесь паров сырья и водородсодержащего газа поступает в реактор Р-1. В нем несколькими слоями размещен сероустойчивый катализатор типа АКМ или АНМ. Для съема выделяющегося тепла в пространства между слоями катализатора вводят холодный циркулирующий газ. Для лучшего смешения паров и газа перед каждым слоем катализатора поток распределяют по сечению реактора. Объем слоя рассчитан на повышение температуры на 20—25 °С таков же и суммарный подъем температуры в реакторе, потому что температура на входе в каждый нижележащий слой одинакова. [c.259]

Объединенный поток сырья нагревается до требуемой температуры входа в реактор и конвертируется в соответствующий моноолефин в реакторах. Поскольку реакция является эндотермической, степень конверсии поддерживается путем подвода тепла в межступенчатых нагревателях. Продукт, выходящий из реактора, отдает свое тепло смешанному потоку сырья в вертикальном однопоточном теплообменнике, после чего поступает в секцию извлечения продукта. [c.177]

ЭТОМ случае катализатор дезактивируется при критической скорости движения фронта, повышая в нем температуру. При этом все воздействия, которые могут перемещать реакщюнную зону к началу слоя, уменьшающие скорость реакции, могут привести к кратковременному повышению максимальной температуры в зоне реактора и на выходе из него. Изменения в обратном направлении приводят к противоположному явлению. Так, в [216] показано, что при синтезе винилацетата катализатор разлагается при температуре выше 500 °С. В этом случае возникает и формируется горячая зона с положительной обратной связью повышение температуры -> дезактивация-> движущаяся реакционная зона- повышение температуры (рис. 3.42). Этот механизм может объяснить появление высоких пиков температуры в таком реакторе. В работе [217] описан случай, в котором реакционная зона, возникшая на выходе из реактора, где максимальная температура, перемещалась ко входу реактора вследствие обратного переноса теплопроводности слоя. Однако здесь реакция не завершилась, и максимум температуры опять перемещался в направлении течения газового потока к выходу из реактора. Максимальная температура достигла 900 °С, винилацетат при этом уже не образовывался. После появления двух максимумов температуры неустойчивость исчезла, потому что катализатор был полностью дезактивирован. Установлено, что термические неустойчивости уже возникли при адсорбции ацетилена на катализаторе. Подобные эффекты математическому описанию пока не поддаются. [c.159]

В зерне катализатора может возникнуть множество стационарных состояний. Однако установлено, что в промышленных аппаратах в большинстве случаев условия множественности режимов на зерне не реализуются, они возможны только для очень сильно экзотермических процессов. В реакторах с охлаждением множественные состояния исчезают. Такие явления подробно исследованы в работах [240-242]. Критерий Льюиса не влияет на стационарное состояние, но сильно влияет на его устойчивость. Для сокращения машинного времени применяют также двухфазную модель, не учитывающую градиенты температуры и вещества в твердой фазе (твердую фазу принимают как сплошную [243- 246]) и включающую обмен веществом и теплом между газовой и твердой фазами. В работах [247, 248] установлено, что для расчета критических явлений зажигания и потухания, необходимо учесть распределение скорости потока по сечению (рис. 3.54). Учет неоднородности потока приводит к тому, что максимум температуры перемещается к входу реактора по сравнению с расчетом по модели идеального вытеснения (рис. 3.55). Однако следует отметить, что все результаты получены в коротких реакционных зонах. Для длинных реакционных зон и больших значений критерия Ре результаты расчета слабо зависят от критерия Ре и близки к решению уравнений по модели идеального вытеснения [249]. [c.175]

Продольная теплопроводность в слое катализатора значительно влияет на результаты расчета [250, 251]. Обратный теплоперенос вызывает перемещение реакционной зоны к входу реактора. По сравнению с результатами работ [243, 244] были найдены только три устойчивых состояния и более быстрое выдувание реакционной зоны из слоя [251], Температуру зажигания можно рассчитать и без учета продольной теплопроводности. Модель сплошной твердой фазы с учетом последней подробно изучена в работе [252]. Получено, что параметры теплопереноса значительно влияют на скорость движения теплового фронта, но слабо сказываются на результатах расчета стационарного адиабатического процесса. С повышением температуры реакционной смеси скорость движения фронта и его ширина уменьшаются. Увеличение максимальной температуры в зоне и уменьшение ее ширины достигается при возрастающей скорости потока, увеличении энергии активации и снижении активности катализатора. Про- [c.175]

Температура внутри реактора при протекании экзотермической реакции имеет максимальное значение, и ее контроль весьма важен для управления режимом реактора. Это сечение наиболее опасное и его называют горячей точкой . Во-первых, ее температура Гр не должна превышать допустимую в данном процессе, а ее уменьшение снижает общую температуру и интенсивность процесса в целом. Поэтому желательно поддерживать вблизи допустимой. Во-вторых, положение (расстояние от входа потока в реактор) изменяется с изменением условий эксплуатации реактора, что затрудняет ее измерение (контроль процесса). В-третьих, изменение условий эксплуатации наиболее сильно сказывается на значении Ггт, и даже небольшие изменения условий могут привести к значительному превышению максимально допустимой температуры. Влияние изменения на профиль температур показано на рис. 2.65,а. [c.138]

Если профиль водного раствора субстрата распространяется (течет) равномерно по всему сечению аппарата, то такой реактор функционирует по "поршневому типу". При этом концентрация субстрата максимальна на входе в аппарат, а концентрация целевого продукта — на выходе из аппарата. Реактор IV типа напоминает хемостат для культивирования микробов (удобен для контроля pH, температуры). Если конечный продукт может выступать ингибитором фермента, то в подобных случаях удобна конструкция III, если же при определенных условиях ингибитором оказывается субстрат, то лучше использовать конструкцию I. В IV реакторе поток раствора субстрата должен быть таким, чтобы постоянно удерживать фермент во взвешенном состоянии и не уносить его с выходящим потоком раствора целевого продукта. [c.465]

Исходный синтез-газ при давлении 22 атм поступает на вход реактора, имея температуру 160° С. Здесь в поток синтез-газа вливается нагретый приблизительно до 350° С катализатор. [c.228]

В предыдущей главе мы рассматривали, главным образом, вопрос о ТОМ, как рассчитать концентрации реагентов и температуру в любой точке реактора определенного типа, исходя из известных закономерностей кинетики процесса (как истинно химической, так и диффузионной), гидродинамики потока, характеристик теплопередачи и пр. Такая постановка задачи, однако, еще не исчерпывает проблемы расчета химических реакторов. В любое из расчетных уравнений входит ряд переменных, таких как время контакта, температура потока на входе в реактор и температура теплоносителя, скорость потока, диаметр зерна катализатора и т. д., — значения которых могут варьироваться в более или менее широких пределах. Приступая к проектированию химического реактора, мы должны выбрать значения этих переменных так, чтобы добиться наилучшего результата процесса. Далее, число и номенклатура варьируемых переменных определяются принятым типом реактора и его схемой. Последняя также должна быть выбрана оптимальной, а этого в большинстве случаев можно добиться только путем сравнения наилучших результатов процесса, достижимых в реакторах различных типов. [c.235]

В реакторах заводских установок сырье крекируют при разных/ температурах — в пределах от 450 до 500°. Средняя температура в крекинг-зоне реактора зависит главным образом от того, в каких количествах и при какой температуре поступают в него сырье и катализатор. Температурный режим реактора зависит также от степени предварительного испарения сырья и глубины его нревра- щения, поскольку процесс крекинга протекает с поглощением тепла., В реакторы потоки входят при следующих температурах ( С) [c.81]

Из давно применяющихся методов здесь следует упомянуть методы Хэлла и Смита а также Ирвина, Олсона и Смита , опубликованные в 1949 и 1951 гг. Описываемые методы ставили своей задачей определение длины слоя катализатора, необходимого для получения заданной степени превращения, а также вычисление степени превращения для заданной длины слоя как функции таких параметров, как скорость потока, исходный состав вещества, температура и давление на входе реактора. Расчеты проводились для неизотермического и неадиабатического процессов. В этом случае, вследствие потока тепла через стенки реактора, возникает поперечный температурный градиент, причем разность температур в радиальном направлении может быть значительной. Необходимо иметь возможность определения температурного профиля в осевом, и радиальном направлениях. Для получения данных, необходимых для проектирования, и прежде всего скорости реакции как функции температуры, давления, состава, а также эффективного коэффициента теплопроводности, требовались соответствующие экспериментальные исследования. В настоящее время теория и эксперимент, относящиеся к проблемам теплопроводности, получили значительное развитие. До недавнего времени, однако, эти данные были довольно ненадежными, а соответствующие методы расчета еще и сегодня нельзя считать достаточно завершенными. [c.153]

Из приведенных графиков видно, что все кри-170 вые изменения степени превращения на интервалах слоя имеют максимумы, положение и величи-Ш на которых зависят от других параметров. Увеличение скорости потока уменьшает в данном случае максимум степени превращения и сдвигает его по направлению потока. Повышение исходной температуры газа увеличивает максимум степени превращения и сдвигает его по направлению ко 130 входу реактора. При мольном отношении ре-210 агентов, превышающем оптимальное (1 55), максимум степени превращения уменьшается. При мольном отношении, не достигающем оптимального, максимум также понижается. По результатам измерений степени превращения и темпера-130 туры Паштори и др. рассчитали кинетические 2Ю параметры — такие, как константы равновесия и константы скорости реакции. [c.178]

К регламентированным переменным относят следующие технологические параметры ХТС массовый расход, состав, температуру и давление потоков сырья (например, для систем очистки технологических газов) массовый расход, состав и температуру готовых продуктов параметры потоков теплоносителей на входе подсистем с химическими реакторами тип и активность катализаторов химических превращений параметры потоков теплоносителей или хладоагентов на входе и выходе подсистем с теплооблюнниками, а также параметры технологических режимов функционирования элементов или подсистем, которые обусловливают протекание технологических процессов в требуемом направлении. [c.64]

Прямым доказательством отсутствия коксообразования иа катализаторе во время его ускоренного хлорирования при пониженных температурах служат данные по содержанию кокса и хлора в катализаторе КР-104 до и после хлорирования на промышленной установке [330]. Хлорирование проводили при 450 °С и концентрации хлора в сырье 300 мг/кг. Пробы катализатора отбирали без нарушения нормальной работы установки с помощью специального пробоотборного устройства [331 ]. Из приведенных (табл. 9.3) данных следует, что добавлявшийся хлор практически полностью связывался с катализатором, при этом сколько-нибудь заметного коксоотложения на катализаторе не наблюдалось. Ускоренное низкотемпературное хлорирование можно проводить в двух вариантах 1) с подачей сырья на блок риформинга, 2) без подачи сырья. В первом варианте, не прекращая подачи сырья, понижают температуру в реакторах до 430—450 °С и добавляют в течение 2—4 ч на вход в реакторы расчетное количество хлорорганического реагента. Во втором варианте понижают температуру до 430—450 °С и прекращают подачу сырья. Хлорорганическин реагент дозируют в поток циркулирующего ВСГ также непосредственно на входе в отдельные реакторы. После подачи расчетного количества реагента возобновляют подачу сырья н повышают температуру. [c.207]

Блок изомеризации состоит непосредственно из блока изомеризации (блока высокого давления) и узла стабилизации. В состав установки входит реактор изомеризации, представляющий собой вертикальный цилиндрический аппарат высотой 6330 мм, диаметром 2400 мм и объемом 21,5 м . Корпус реактора выполнен из стали 12ХМ. Для защиты от коррозии корпус изнутри плакирован нержавеющей сталью марки Х18Н10Т. Расчетная температура корпуса 500°С. Для улучшения распределения потока сырья по сечению реактора в его верхней части смонтирован лепестковый распределитель, а в нижнюю часть реактора и на катализатор насыпают слой керамических шариков высотой 0,5 м (диаметр шариков 20 мм). [c.28]

Для интенсификации гетерогенно-гомогенного катализа существенное значение имеет турбулизация потока. Как следует из табл. 5.4, четырехкратное увеличение скорости и, как следствие, пропорциональное у /1еньшение времени контакта реакционной смеси с пространством ре-а Тора вызывают снижение степени очистки лишь в 1,5-2 раза. В качестве одного из приемов турбулизации потока можно рекомендовать использование реакторов с катализаторным покрытием в виде трубчатой конструкции с каталитически активной внутренней поверхностью труб с п))именением специальных завихрителей при достаточном запасе давления в газовом потоке. Так, окисление паров изопропилового спирта в т )убчатом реакторе диаметром 16 мм и длиной 900 мм в прямоточном р( жиме и с использованием завихрителя на входе газового потока в реактор в виде двухкапального винтового закручивающего устройства пока-змо (рис. 5.6),что температура катализаторного покрытия (смесь ката-лизатора АП-56, тампонажного цемента и гршса в соотношении 1 1 0,25) п эи использовании завихрителя существенно возрастает по сравнению с [c.178]

На рис. IV.2 изображена схема селективного гидрирования ацетилена [2]. Газ пиролиза подогревается за счет теплообмена с продуктами реакции и окончательно догревается в трубчатой нечи 1. Затем он сверху вниз проходит параллельно два реактора и охлаждается в теплообменнике и водяном холодильнике. Для более полного удаления ацетилена весьма важно, чтобы реакционная смесь проходила через катализатор равномерным потоком, без проскоков и перемешивания. Для этого катализатор разделен по горизонтали на несколько слоев, в промежутках между которыми газ повторно перераспределяется. В этих же промежутках размещаются смесительные устройства для поддува части слабо нагретого сырьевого газа, снимающего избыточную теплоту реакции. Кроме того, вследствие малой концентрации ацетилена сама реакционная смесь аккумулирует часть тепла процесса и таким образом предотвращает чрезмерный подъем температуры. Перед входом газа в печь и реакторы в поток вводится разбавляющий водяной пар, количество которого варьируется в зависимости от активности катализатора. Пар подается для снижения отложения полимеров и смол на катализаторе и уменьшения подъема температуры в реакторах. [c.152]

Исходя из того что процесс гидрокрекинга экзотермичен, при его аппаратурном оформлении предусмотрена возможность отвода избыточного тепла из зоны реакции, чтобы не допустить перегрева реакционной смеси. При использовании реакторов со стационарным катализатором последний насыпают несколькими слоями так, чтобы между ними можно было бы осуществить охлаждение потока (обычно частью циркуляционного газа). При этом для гидрокрекинга дистиллятного сырья на бифункциональном катализаторе рекомендуется некоторый общий подъем температуры по мере прохождения сырьем слоя катализатора — чтобы на входе в реактор и на выходе из него температура была соответственно ниже и выше оптимал1 ной. Для остаточного сырья это сложнее, так как температура процесса выше, и устанавливать режим постепенного подъема температуры в реакторе опасно и для самого процесса и для металла реактора. Пониженная начальная температура также нежелательна, потому что катализатор здесь менее активен и потребуется увеличивать объем реакционной зоны. [c.254]

Объем реакционного пространства камеры при работе в жидкой фазе равен примерно часовому объему жидкой сырьевой смеси (при рабочей температуре), проходящей через установку, т. е. время пребыва1[ия жидкости должно быть около часа во всей системе и около 15—20 мин. в одном реакторе. Несмотря на это, колебания температуры на входе в систему практически мгновенно распространяются по первому реактору и, например, нонижеБио температуры внизу реактора сейчас же вызывает почти такое же понижение температуры во всех остальных точках, в том числе и наверху первого реактора. Это может быть только в том случае, если жидкая фаза в реакторе интевспвно перемешивается. Это перемешивание объясняется наличием в реакционной камере двухфазного режима, а именно жидкой фазы, через которую барботирует или прорывается фонтанами поток газов. В результате перемешивания, несмотря на экзотермичность реакпии, температура при сравнительно небольшой высоте реактора практически одинакова при работе в жидкой фазе. [c.323]

Процессы в реакторах типа 2, 3, 8 п ь реакционной зоне реактора 12 на рис. 2.1. Схема процесса представлена на рис. 2.40, б. Рассматриваем одну фазу, интенсивно перемещиваемую. Реактор проточный, и процесс протекает непрерывно. В реактор в единицу времени входит поток реагентов объема и с ним каждого компонента в количестве Уо /о- Температура во входном потоке То- Принимаем, что объем реакционной смеси не меняется, и из реактора выходит поток Уо с температурой Т и каждого компонента - УоС/. Здесь С,-, Т - концентрации компонентов и температура как в реакторе, так и в выходящем потоке. Источник веществ - химическое превращение, т. е. Е/У,, ст == = И (С, Т)Хр. Процесс протекает стационарно dNi/dt = О и dq/dt = 0. Уравнение (2.127) примет вид [c.106]

Процессы в реакторах 4-7 и 9-11 на рис. 2.1 - непрерывные. Рассмотрим режим течения потока через реактор без перемещи-вания. Профиль скорости по сечению - плоский. Это возможно допустить, если масштаб отклонений много меньше масштаба реакционной зоны, что во многих реакторах выполняется. Такой режим потока называют поршневым, или идеального вытеснения. Реактор представим в виде трубки сечением S, через которое проходит поток величиной Vq (см. рис. 2.40, в). Координата по направлению потока - /. По мере прохождения потока реакционной смеси вследствие химических превращений изменяются концентрации компонентов С, и в общем случае - температура потока Т. Одновременно может происходить теплообмен с теплоносителем через стенку. Элементарный объем в этом случае - участок толщиной d и объемом dv = Sdl. В него входит с потоком компонент i в количестве VqQ и выходит Vq( , + d ). Источник вещества в выделенном объеме - химическое превращение I Nfu j i = Щ(С, T)dVp. Процесс протекает стационарно dNj/dt = 0), объем реакционной смеси не меняется и уравнение [c.107]

Здесь Т, Гу, Гс — соответственно температуры в реакторе, иа входе в реактор, в теплообменнике с, с, — концентрации в реакторе и на входе в реактор К — универсальная газовая постоянная Е — энергия активации — иредэксноненцпальньш множитель V — скорость потока газовой смеси Q — тепловох эффект реакции х — площадь поверхности теплообменника о — коэффициент теплоотдачи Р , р — средние плотности реакционной смеси и твердой фазы g, [c.226]

Равновесная смесь ДМЭ с частично непревращенным метанолом, водой и разбавителем (легкие углеводороды и др.), снимающим тепло, подается в реактор-конвертор второй ступени. Катализатор Н-25М-5 имеет отношение 5 О /А Оз не менее 12 синтез катализаторов такого типа описан в патентах, рассматриваемых в данном обзоре. Температура на входе в реактор второй ступени составляет 360 С, а при кратности рециркуляции 9 1 адиабатическое повышение температуры составляет около 55°С. Выходящий из реактора поток конденсируется в теплообменниках и холодильниках и разделяется на водную фазу, жидкую углеводородную часть и газ, который идет на рециркуляцию для отвода тепла реакции. Жидкие и газообр Зные продукты разделяются на обычной газофракционирующей установке. Жидкие продукты, выкипак>. щие в пределах кипения бензина, состоят из ароматических [c.19]

Температуру в реакторе поддерживают в пределах 540—620 "С, избыточное давление — от 35 до 70 ат, объемную скорость суммарного сырьевого потока — около 1 ч . Водяной пар добавляют в мольном соотношении к сырью 2 1—5 I, водород 4 1 —10 1. Степень превраш,ения за один проход, очевидно, может изменяться в пределах 30—60% в пересчете на содержание алкилнафталинов в сырье, поступаюш,ем в реактор. Фракционирование тяжелого риформинг-бензина вместе с продуктом из реактора позволяет удалить значительную часть сырья перед входом в реактор. Поскольку в результате этого почти не происходит гидродеалкилирования алкилбензолов и других ненафталиновых компонентов сырья, расход водорода невелик для сырья, рассмотренного в данном примере, он составлял 116 м" на 1 м" сырья. [c.228]

Экспериментальная установка изображена на рис. .19. На установке возможно изучение реакции как в обычных динамических условиях, так и в импульсном хроматографическом режиме. Газ-носитель (аргон) из баллона 1 после редукторов поступает в гребенку, на которой установлены игольчатые вентили 22 тонкой регулировки скорости потока газа. При исследовании катализатора в обычных проточных условиях газ-носитель проходит через барботер 2, где насыщается парами циклогексана и разбавляется дополнительными потоками аргона до необходимой концентрации, после чего направляется в каталитический реактор 4, который снабжен змеевиком для предварительного подогрева газа до температуры реакции. Давление газа на входе в реактор измеряется манометром 3. Газовый поток из реактора может быть направлен в пипетку 12 с пробоотборным устройством 25 для отбора пробы обычным медицинским шприцем. Отобранная проба впускается в хроматографическую колонку, непрерывно продуваемую потоком аргона. На выходе из колонки установлен ионизационный детектор 9 и проточный пропорциональный счетчик 10, показания которых регистрируются самопишущими потенциометрами. Для стабильной работы пропорционального счетчика к потоку аргона из хроматографической колонки добавляется метан из газовой сети, проходящий через осушитель 23. Соответствующим поворотом крана 14 можно пропускать через каталитический реактор поток чистого аргона и импульсно вводить через впускное устройство циклогексан для осуществления химической реакции в хроматографическом режиме, при этом газовый поток из реактора может направляться либо в ионизационный детектор и счетчик, либо непосредствепно в хроматографическую колонку. В случае необходимости имеется возможность вымораживания продуктов в ловушке 5, заполненной битым кварцем, с последующим анализом вымороженных продуктов на хроматографической колонке. [c.229]

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

Справочник химика 21

Химия и химическая технология