Высоты реакторов

Технологическая схема одноступенчатого гидрокрекинга с получением преимущественно дизельного топлива из вакуумного газойля в стационарном слое катализатора приведена на рис. У-2. Сырье, подаваемое насосом 1, смешивается со свежим водородсодержащим газом и циркуляционным газом, которые нагнетаются компрессором 8. Газосырьевая смесь, пройдя теплообменник 4 и змеевики печи 2, нагревается до температуры реакции и вводится в реактор 3 сверху. Учитывая большое тепловыделение в процессе гидрокрекинга, в реактор в зоны между слоями катализатора вводят холодный водородсодержащий (циркуляционный) газ с целью выравнивания температур по высоте реактора. [c.47]

Результаты расчета высоты реактора (колонны) г в зависимости от степени извлечения <р и параметров гп1, п, С и В приведены в табл. 7.1. 298 [c.298]

Запишем материальный баланс на дифференциале высоты реактора при условии, что объем колонны W, замерен от места ввода жидкости (индекс Т) до рассматриваемого сечения. Сечение отвода жидкости будет отмечено индексом В [c.79]

Во многих случаях конверсию и избирательность процесса можно увеличить за счет байпасирования части реакционного потока и ввода его в различных точках по высоте реактора. Ряд таких схем описан в работе 49]. Введение исходной реакционной смеси равными долями в пять точек по высоте реактора, работающего в режиме полного вытеснения, позволяет для процесса с реакциями типа [c.107]

Процесс гидрообессеривания протекает в реакторе 4 с неподвижными слоями катализатора и нисходящим потоком реагирующей смеси. Для регулирования температуры по высоте реактора в одну или большее число зон между слоями катализатора вводится охлаждающий водородсодержащий газ (квенчинг-газ), ответвляемый от основного потока смеси газов. [c.56]

На рис. 2 и 3 приведены данные но изменению концентрации бутена-1 и бутена-2-траис в отдельных зонах по высоте реактора во времени при оптимальном (см. рис. 2, а, 6) и неоптимальном (см, ])ис. 3, а, б) режимах активации катализатора (зависимости от бутепа-2-г ис не приведены ввиду их качественной идентичности с зависимостями для трякс-изомера). Все зависимости характеризуются общими особенностями. Во-первых, в течение 1 ч работы катализатора концентрация бутепов в аервой зоне резко возрастает, так как процесс алкилирования в присутстиии цеолитных катализаторов по аналогии с сернокислотным алкилированием [11 характеризуется индукционным периодом и циркуляция реагентов по замкнутому [c.340]

Изучали Ю 24 разложение озона в смесп с воздухом при псевдоожижении песка в каталитических реакторах диаметром 50, 100 и 460 мм. При соответствующей обработке песок действует как катализатор разложения озона реакция имеет первый порядок по озону. Были получены данные по конверсии озона и определено изменение длины газовых пробок по высоте реактора. Для теоретического расчета общей конверсии было вычислено значение X по уравнению (V,58) для каждого участка реактора, внутри которого можно принять Ls = onst. [c.212]

Уравнение материального баланса с учетом продольного перемешивания по высоте реактора для сплошной фазы имеет вид [c.292]

О потоке газа или жидкости, проходяш,ем через реактор. Проведение реакций в потоке целесообразно в тех случаях, когда время реакции относительно невелико, а производительность аппарата высока и реагенты представляют собой газообразные вещества. При высоких концентрациях, когда возможны побочные реакции, применение проточных реакторов облегчает регулирование состава получаемого продукта. Большинство непрерывных процессов протекает в стационарном состоянии. Нестационарное состояние возникает при пуске и остановке аппаратов (см. стр. 132). Непрерывные процессы обычно проводят в гораздо более крупных масштабах, чем периодические. Некоторые типы реакторов непрерывного действия показаны на рис. 1У-1 и 1У-2. Характер зависимости концентраций компонентов смеси от времени и изменение концентраций по длине или высоте реактора показаны на рис. 1У-3. [c.113]

В табл. 68 приведены значения подынтегральных функций и интегралов для уравнения (6), из которого находится температура, уравнения (7), определяющего потерю напора, и уравнения (8), по которому рассчитываем объем реактора. Давление на выходе 2,25-10 н/м (2,29 ат), высота реактора 0,607 м. [c.283]

По уравнению ( 1.72) при известной интенсивности продольного перемешивания Ел можно рассчитать высоту реактора, необ- [c.249]

Реактор имеет четыре опорные лапы и установлен на металлоконструкциях так, что верхняя его часть выходит через перекрытие здания наружу. Над реактором имеются специальные металлоконструкции с грузоподъемной талью для монтажа и демонтажа трубчатого пучка. Общая высота реактора около 10 м. [c.238]

Изменение концентрации продуктов разложения ДМД по высоте реактора [c.703]

Таким образом, отношение объемов (а при одинаковом поперечном сечении — отношение высот) реакторов полного перемешивания и идеального вытеснения при одинаковой степени превращения выразится в виде [c.245]

Из уравнения (VI. 169) можно найти высоту реактора, обеспечивающую требуемую степень превращения при известных значениях параметров модели гаи/. [c.249]

Если расчет по уравнению ( 1.174) приводит к п<8—10, то для уточнения высоты реактора следует провести расчет на основе [c.250]

Диаметр и высоту реактора определяем по формуле (И. 28), принимая время пребывания в реакторе т = 80 сек и ш = 0,12 м/сек. [c.260]

Если Ре( = 11, Р( ( = 2, то в присутствии насадки коэффициент продольной диффузии примерно в 5,5 раза больше коэффициента радиальной диффузии. Однако следует иметь в виду, что высота реактора обычно много больше его диаметра, и поэтому градиенты концентрации по длине реактора изменяются более плавно, чем по его радиусу. Говоря о возможности пренебрежения коэффициентом продольной диффузии, подразумевают малость его величины в отношении переноса вещества с основным потоком. [c.64]

I — высота реактора S — площадь поперечного сечения реактора к о — объемный коэффициент массопередачи кр — константа скорости реакции е — объемная доля дисперсной фазы яр — коэффициент распределения. [c.13]

При этом интегральная скорость химической реакции зависит от реакционного объема, а интегральная скорость массопередачи — от высоты реактора, поскольку линейная скорость дисперсной фазы почти не зависит от плош,ади поперечного сечения аппарата. Поэтому в общем случае эффективность многофазного реактора зависит как от его объема, так и от высоты. [c.117]

В двухфазном гетерогенно-каталитическом реакторе, изменяя при постоянной величине объема Ур отношение 8 я I, можно иногда наблюдать изменение эффективности аппарата. Однако в гетерогенно-каталитическом реакторе скорость химической реакции и массопередачи зависят только от линейной скорости сплошной фазы. В двухфазном жидкостном реакторе (ДЖР) интегральный эффект массопередачи зависит от времени пребывания дисперсной фазы, которое определяется высотой реактора и практически не зависит от его сечения. [c.117]

При высоте реактора 1а / заданная степень конверсии не может быть получена. [c.118]

Условие (7.66) должно выполняться по всей высоте реактора. При этом (7.65) принимает вид [c.120]

Условие (7.66) должно выполняться не только по всей высоте реактора, но и независимо от нее. Учитывая, что [c.120]

Рис. 8.16. Зависимость селективности процесса от относительной высоты реактора Л/ к Для случая прямотока при = 0,9, J)i = 1, = 1, lAf = Ю

Условия корректности кинетической модели менее жесткие, чем условия корректности квазигомогенной модели. Практически кинетическая модель применима в случае, если на большей части высоты реактора имеет место фазовое равновесие. Однако условие это выполняется реже, чем принято считать. [c.121]

Приближенное выражение (7.78) иногда используется для расчета реакторов в случае, когда изменение концентрации по высоте существенно не равно нулю (32, 33]. Однако это может привести к большим ошибкам при вычислении высоты реактора, так как поток массы из транспортной фазы меняется по высоте реактора за счет изменения величин х и 1 1. [c.122]

Высота реактора, необходимая для достижения степени конверсии определяется формулой [c.147]

Как показано на рис. 8.1 и 8.2, величина г монотонно убывает по высоте реактора, а величина у имеет экстремальную точку при К Нт. [c.147]

ЗИНЫ с перфорировапным дном. Процесс идет с большим выделением тепла. Во избежание перегрева паров выше допустимой температуры в нескольких точках по высоте реактора осуществляется поддув холодного циркуляционного водорода, представляющего собой часть водорода, циркулирующего в системе для поддержания требуемого Соотпошения водорода и продукта. [c.278]

Катализатор распределяется по царгам. В каждой из них слой катализатора располагается между двумя полками-сетками, из которых одна подвижная и поджимается к катализатору пружинами. При таком распределении катализатора по высоте реактора последний можно считать полочным с раздельной подачей части исходного газожидкостного потока под каждую из царг-ступеней (рис. 37). [c.108]

В зависимости от рабочей температуры в качестве хладоагента применяют воду и водяной конденсат. В процессах, протекающих при очень высоких температурах, тепло реакции отводится за счет испарения воды, нагреваемой через поверхность теплообмена. Для слабоэкзотермических, реакций, проводимых в колоннах со стационарным слоем катализатора, специальные охлаждающие элементы можно не предусматривать. Но в этом случае тепло реакции должно отводиться за счет нагрева охлажденного водорода, подаваемого в нескольких местах по высоте реактора. Это обеспечивает необходимый температурный режим во всех зонах реакционной массы. [c.332]

Уравнение (VI. 168) описывает изменение концентрации вступающего в реакцию вещества по высоте реактора для рециркуля-ЦИС1Н1НОЙ модели структуры потока. Подставляя в него к=п, получим выражение для степени превращения в реакторе [c.249]

Пример И. 12. Определить диаметр и высоту реактора и часовое количество техвического иаопрорилбеизола (алкилбензольной фракции) для установки алкилирования бензола пропиленом в присутствии хлористого алюминия производительностью 150 т/су тки пропан-пропиленовой фракции, состоящей из 30% вес. пропплена и 70% вес. пропана. Температура в реакторе 100 С, давление 5 ат. [c.259]

Реактор прс Д(тавляст собой стальную трубу с внутренним диаметром 50 мм, заканчииаюп(уюся конусом. Общая высота реактора 900 мм. [c.165]

Цель настоящей работы — изучение динамики образования целевых продуктов реакции (триметилиеитанов — ТМП) и накопления к-бутана и изопентана в процессе алкилирования нзобутана бутеном-1 на поликатионно-декатпонированной форме цеолита типа X [81 при соотношении изобутан бутен (500—600) 1. Реакцию исследовали в проточном режиме при температуре 80 °С, давлении 1,3 МПа и объемной скорости но бутену 0,25 ч В течение опыта отбирали пробы по высоте реактора [8]. В качестве реагентов использовали изобутан и бутен-1 чистотой соответственно 99,7 и 98 %. Состав проб определяли газохроматографически на приборах СЬгот-4 и Цвет-102. [c.344]

Ззяты следующие размеры и параметры радиус трубы реактора / =1,87 см высота реактора z=10 см средний диаметр частицы катализатора йц = 0,318 см порозность слоя е = 0,39 коэффициент теплопроводности зерен Яч=1,6-10-2 кал см-сек-град) температура охлаждающей жидкости = 320 °С = 593 °К давле- [c.198]

В качестве исходньгх были взяты следующие параметры высота реактора = 12 м, диаметр реактора 0,7 м, давление 300 ат, начальное содержание NH3 в газе 1,5 об. %, температура на входе 50 °С, наблюдаемая скорость потока газа 0,16 м1сек, высота единицы теплопереноса Нт — 3 м. Значение последней величины было выбрано ориентировочно. Величина = 3 м должна считаться минимальной. Пропускание части газа в обход теплообменника увеличивает величину Нт- [c.300]

Диаметр реакторов каталитического крекинга может меняться от 2,5 до 12 м, а высота цилиндрической части — от 10 до 16 м. Отношение высоты реактора к диаметру слоя находится в пределах 1,4—4,0. Реакторы с объемом цилиндрической части 1000—1400 м перерабатывают в сутки до 6000 г сырья. В псевдоожиженном слое может находиться от 20 до 50 г катализатора на каждые 1000 т1сутки перерабатываемого сырья в зависимости от активности катализатора, давления и т. п. При каталитическом крекинге углеводородов необходимо иметь в виду, что объем продуктов реакции в 2,5—3 раза превышает объем паров исходного сырья. [c.359]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология