Реактор для разделения газовых смесей

Схема процесса приведена в упрощенном виде на рис. 67. Бутан из цистерны 1 поступает в подогреватель 2, на пути смешиваясь с оборотной бутан-бутиленовой смесью, возвращаемой из экстракционного устройства. Из подогревателя смесь идет в контактную батарею (6 реакторов 3—8) минимальное число реакторов в батарее может быть равным 3. После прохождения над катализатором газовая смесь охлаждается в башне 11, где она проходит через столб распыляемого масла, затем дважды сжимается в аппарате 15 и попадает на установку для отделения фракции С4 (скруббер 12 и отгонная колонна 13). Фракция С далее подвергается разделению в экстракционном устройстве 14. Здесь получается оборотная бутан-бутиленовая смесь, которая снова возвращается на конверсию, и дивинил. [c.217]

При термическом хлорировании, изменяя условия процесса соотношение исходных веществ, режим хлорирования, можно направить реакцию в сторону преимущественного образования того или иного хлорпроизводного. Так, хлористые метил и метилен получаются рп большом избытке метана [СН4 С12=(3—8) 1] при 400—450°С. Большой избыток метана в реакционной смеси одновременно позволяет отводить теплоту из зоны реакции. Хлорирование осуществляют в специальном реакторе камерного типа (рис. 62), стальной корпус которого футерован шамотным кирпичом. В верхней части имеется насадка в виде фарфоровых колец. После предварительного -разогрева аппарата сжиганием горючего газа (смесь метана с воздухом), в результате чего футеровка и насадка аккумулируют теплоту, по керамической трубе, конец которой опущен во внутренний керамический цилиндр, подается исходная газовая смесь, которая также заранее подогревается до 120—250°С. Продукты реакции отводятся из верхней части аппарата и направляются на разделение. [c.136]

Существуют различные технологические схемы окисления углеводородов С3-С4 в газовой фазе. Сущность процесса окисления сводится к следующему. Предварительно проводится смешивание воздуха или кислорода с окисляемыми углеводородами или их смесью и затем добавляют рециркулирующий газ. Смесь нагревают до температуры 350-370 °С при давлении 0,7-1,0 МПа и направляют в реактор, представляющий длинную трубу из малоуглеродистой стали. За счет экзотермического эффекта температура в реакционной зоне повышается до 425-455 °С, что является оптимальным для получения кислородсодержащих продуктов. Из реактора газовая смесь поступает на закалку и далее в систему разделения и очистки. [c.360]

Оптимальной температурой гидрирования альдоля считается интервал от 55 до 70°. Однако вследствие экзотермичности реакции паро-газовая смесь выходит из реактора с температурой 100—130°. Эта смесь отдает в регенераторе 6 свое тепло водороду, поступающему в реактор, и затем охлаждается в конденсаторе 10. Сконденсированные продукты вместе с водородом поступают в разделительную емкость 11, где происходит разделение конденсата и газа. [c.238]

Продукты гидрогенизации из реактора поступают в середину эвапоратора 6 емкостью 1,0 л, где происходит их разделение на паро-газовую смесь и тяжелый остаток — шлам. В эвапораторе не поддерживается [c.70]

Промежуточный подогрев реакционной смеси осуществляется в змеевиках следующих секций печи 7. Продукты реакции по выходе из реактора 4 снизу проходят систему регенерации тепла (теплообменник 6 и водяной холодильник 8). В отличие от обычных схем разделение жидкой и газовой фаз происходит в газосепараторе 9 низкого давления (1 МПа). Газ из аппарата 9 компримируется компрессором 15 до давления 1,5 МПа, смешивается с жидкой фазой, подаваемой насосом 11, смесь охлаждается в холодильнике/5 и разделяется в газосепараторе высокого давления 12. Такая последовательность сепарации, вызванная низким давлением в реакционной зоне, уменьшает унос бензина с водородсодержащим газом и повышает содержание в газе водорода. [c.42]

Смесь сырых олефинов, непрореагировавших компонентов бензина и газа выходит из верхней части реактора и, пройдя холодильник, поступает в сепаратор высокого давления, где происходит разделение жидкой и газовой фазы. Как и в других вариантах процесса оксосинтеза, отделение газа от жидкости осуществляется в сепараторах высокого и низкого давления. Часть холодного продукта возвращается в реактор для инициирования образования карбонилов кобальта из солей. [c.117]

Реакционная смесь нагревается в теплообменнике 11 и печи 3 и поступает в верхнюю секцию реактора 2. Переменный диаметр реактора позволяет неравномерно распределять катализатор между секциями, в соответствии с протекающими реакциями. Продукты с низа реактора 2 проходят систему регенерации тепла и холодильники-конденсаторы 13. Первое разделение жидкой и газовой фаз происходит в газосепараторе 4 низкого давления (при 1 МПа). Газ из этого газосепаратора компримируют компрессором 5 до 1,5 [c.62]

МПа и направляют в подогреватель 5, где прн 150—155 С идет разложение оставшегося карбамата на ННз н СОг. Газожидкостная смесь поступает в сепаратор 6, где происходит разделение фаз. Газовая фаза поступает в конденсатор 16, откуда конденсат насосом 15 через абсорбер 14 подают в конденсатор высокого давления 13, а затем в реактор 2. Раствор из сепаратора 6 дросселируют до давления 0,15—0,25 МПа и направляют в подогреватель 7, где при 125°С происходит дальнейшее разложение карбамата ам- [c.272]

Массообменные процессы широко используются в промышленности для решения задач разделения жидких и газовых гомогенных смесей, их концентрирования, а также для защиты окружающей природной среды (прежде всего для очистки сточных вод и отходящих газов). Например, практически в каждом химическом производстве взаимодействие обрабатываемых веществ осуществляется в реакторе, в котором обычно происходит только частичное превращение этих веществ в продукты реакции. Поэтому выходящую из реактора смесь продуктов реакции и непрореагировавшего сырья необходимо подвергнуть разделению, для чего эту смесь направляют в массообменную аппаратуру, из которой непрореагировавшее сырье возвращается в реактор, а продукты реакции направляются на дальнейшую переработку или использование. [c.6]

В СВЯЗИ С развитием ракетной техники эти системы привлекают все больший интерес так, нами [68] было предложено электрохимически сжигать гремучий газ, возникающий в обычных гомогенных реакторах. Если уменьшить рекомбинацию гремучего газа в атомном реакторе путем добавления ингибиторов, то при его электрохимическом использовании можно получить такие мощности, которые будут сравнимы с мощностями атомного реактора, используемыми с помощью теплосиловой установки. Этот метод не был нами подробно разработан, так как мы не могли использовать в топливном элементе смесь Нг—Ог без ее предварительного разделения. Разделение же взрывоопасной радиоактивной газовой смеси казалось слишком опасным и дорогим. Между тем в настоящее время нам не только удалось решить задачу питания элемента газовой смесью, но и отпали в связи с развитием космической техники соображения экономического порядка. [c.60]

В большинстве своем методы вычитания связаны с разделением углеводородов. При этом на пути газового потока в хроматограф помещают реагент (или смесь реагентов), который реагирует с углеводородом данного тина и полностью удерживает его в реакторе (гл. 1, разд. П, Е). Облегчает и упрощает анализ использование хроматографа с двумя параллельно работающими колонками, в одной из которых находится реагент для вычитания. Олефины вычитаются (удерживаются) насадками с серной кислотой [33—36], серебром [33, 37, 38], ртутью [33, 35, 39—41] или солями одновалентной меди [37]. Выбирая подходящий реагент, можно вычитать олефины вместе с сопутствующими ароматическими соединениями или без них (табл. 7.8). [c.224]

Большой интерес представляют исследования по облучению в реакторе н-бромистого пропила,содержащего 5 мол.% брома [33]. Облученная смесь экстрагировалась водным раствором сульфита, причем определялся общий выход органических форм, который оказался равным 24%. Органическая фракция подвергалась разделению методом газовой хроматографии. Наличие на хроматограммах (рис. 6-6) очень большого числа пиков показывает, что число образующихся радиоактивных органических продуктов по крайней мере в два раза превышает то, которого можно было ожидать на основании ранее выполненных исследований. [c.281]

При импульсной работе в реакторе поддерживают постоянный поток газа-носителя. Реакционную смесь периодически вводят в реактор в виде импульса , и все продукты реакции, образующиеся из данной порции смеси, с помощью потока газа переносят в газовый хроматограф, в котором происходит их разделение. [c.28]

В производственных условиях конверсия ацетилена в моновинилацетилен происходит, когда газ проходит через реактор с катализатором. При прохождении через реактор часть ацетилена превращается в моновинилацетилен. Реакционные газы, выходящие из реактора и представляющие собой смесь моновинилацетилена, дивинилацетилена, непрореагировавшего ацетилена, водяных паров и др., направляются на установку разделения. В результате прохождения реакционных газов через конденсационную систему происходит конденсация сначала наиболее легко сжижаемых составных частей реакционной газовой смеси (воды, дивинилацетилена), а затем и наиболее трудно сжижаемых продуктов (моновинилацетилена). Сжижение моновинилацетилена происходит в результате применения глубокого холода с температурой порядка —70°. Моновинилацетилен может быть выделен также абсорбцией. [c.259]

Упрощенная схема этого процесса изображена на рис. 87. Па-ро-газовую смесь исходных веществ подогревают в теплообменнике I горячими реакционными газами и подают в реактор 2. Выходящая из него смесь последовательно охлаждается в теплообменнике 1 и системе водяных и рассольных холодильников 3, где конденсируются все жидкие вещества. Иепрореагировавший ацетилен возвращают на приготовление исходной смеси, а жидкость направляют на разделение в систему ректификационных колонн 5, где отгоняются легкая фракция, винилацетат, уксусная кислота (возвращаемая на синтез) и этилидендиацетат. Тяжелый остаток идет на сжигание. [c.300]

Технологическая схема производства тетрамера пропилена из пропан-пропиленовой фракции крекинг-газов приведена на рис. 19. Жидкая фракция Сз вместе с рециркулятом из низших полимеров насосом 1 передается под давлением в теплообменник 2, где подогревается паро-газовой смесью, выходящей из реактора. Пары сырья после добавления небольшого количества воды поступают в реактор 3 с несколькими слоями катализатора на специальных полках. В пространство между полками для отвода тепла полимеризации подают сжиженный газ из депропанизатора 4. Горячая паро-газовая смесь из реактора охлаждается в теплообменнике 2 и на-правляется на разделение. [c.76]

Технологическая схема синтеза углеводородов при атмосферном давлении в газовой фазе представлена на рис. 7.1. Очищенный синтез-газ нагревается в подогревателе (2) и поступает в реактор (1). После реактора парогазовая смесь охлаждается в оросительном холодильнике 4 оборотной водой. При охлаждении выделяется конденсатное масло, которое в смеси с водой выводится снизу холодильника. После отделения масла газовая смесь проходит установку адсорбции (5), где активным углем извлекают газовый бензин и газоль (смесь углеводородов СрСе с небольшим количеством СО, СОз, NS, Нг). Адсорбер периодически продувается паром получаемым с сепараторе (3). Парогазовая смесь направляется на разделение. Синтез-газ после адсорбера (5) проходит подогреватель (6) и поступает в реактор второй ступени (7). Далее процесс аналогичен первой ступени. [c.108]

Хлорирование осуществляют в реакторах разных типов, один из них представлен на рис. 151. Стальной корпус этого реактора периодического действия футерован шамотным кирпичом. В верхней части имеется насадка 3 в виде фарфоровых колец. После предварительного разогрева аппарата сжиганием горючего газа (смесь метана с воздухом), в результате чего футеровка и насадка аккумулируют тепло, по керамической трубе, конец которой опущен во внутренний керамический цилиндр 4, подается исходная газовая смесь, которая предварительно подогревается до 120— 250 °С. Продукты реакции отводятся из верхней части аппарата и направляются на разделение. Сначала вымывается водой хлористый водород с получением высококонцентрированной товарной соляной кислоты. Затем после нейтрализации раствором едкого натра и осушки вымораживанием газ сжимают и ожижают методом глубокого охлаждения. Индивидуальные хлорпроиз-водные выделяют из полученной смеси рек- [c.498]

Неабсорбированные газы идут либо в цикл питания реакторов первой серии, либо в цикл питания второй серии реакторов. Газовую смесь, полученную со второй серии реакторов перерабатывают аналогично продукту, полученному с первой серии реакторов. Далее, в секции очистки (дегазация, удаление двуокиси углерода, формальдегида и других газов) и разделения получается окись этилена чистотой не менее 99,5% и остаток, содержащий этиленгликоль, ацетальдегид и другие кислородные соединения, частично полиме-ризованные. [c.371]

Опыты проводились на установке, сооруженной вблизи газо-слива одного из промышленных газогенераторов. Реактор-ииро-лизер, показанный на фиг. 1, представлял собой вертикальный цилиндр диаметром 950 мм и высотой 1950 мм, футерованный шамотом и разделенный сводом на две части — топку и камеру пиролиза. Пиролизер был заполнен насадкой — легковесным шамотным кирпичом. Внизу реактора расположена газовая горелка, предназначенная для начального разогрева аппарата. Парогазовая смесь из газогенератора вводилась в нижиюю часть реактора, где смешивалась с воздухом, и далее поступала в зону пиролиза па раскаленную насадку, газ пиролиза отводился из верхней части аппарата и поступал в отдельную систему конденсации. [c.100]

Хлорирование осуществляют в специальном реакторе (см. рис.44), стальной корпус которого футерован шамотным кирпичом. В верхней части имеется насадка в виде фарфоровых колец. После предварительного разогрева аппарата сжиганием горючего газа (смесь метана с воздухом), в результате чего футеровка и насадка аккумулируют тепло, по керамической трубе, конец которой опущен во впутрешшй ке-ра. шческий цилиндр, подается исходная газовая смесь, которая также заранее подогревается до 120—250 С. Продукты реакции отводятся из верхней части аппарата и направляются на разделение. [c.140]

Вследствие сложности реакции газовая смесь на выходе из реактора содержит много непрореагировавшего этана, поэтому необходимо осуществлять его циркуляцию (аналогично циркуляции азото-водородной смеси в производстве аммиака). Исходный этан (полученный разделением попутного газа или из других источников) смешивают с циркулирующим гаэрм и водяным naipoM и нагревают до оптимальной температуры. [c.226]

Трубчатый реактор размещается вертикально в термостате. Слой катализатора объемом до 1 мл находится в нижней части трубки, сверху расположен слой инертного наполнителя, выполняющего функцию испарителя-смесителя. Внутри слоя катализатора размещена микротермопара. К нижней части реактора присоединен холодильник-сепа-ратор. Дозаторы газов (ДГ) создают стационарные потоки исходных газов, которые перемещива-ются в смесителе. Полученная газовая смесь поступает в верхнюю часть реактора. Туда же с помощью дозатора жидкости (ДЖ) подается стационарный поток исходной жидкости, который захватывается потоком газовой смеси и испаряется в испарителе-смесителе. Поток приготовленной таким образом парогазовой смеси проходит через слой нагретого до заданной температуры катализатора, в котором происходят химические реакции. Выходящий из слоя катализатора поток парогазовой смеси содержит часть исходных веществ и продукты реакции. При прохождении смеси через холодильник-сепаратор происходит разделение жидких и газообразных компонентов. Газообразные компоненты могут непрерывно анализироваться с помощью хроматографа. Жидкие компоненты собираются в сепараторе и периодически анализируются с помощью хроматографа. [c.44]

Реакция сополимеризации проводится в реакторе /, частично заполненном реакционной массой. Температура полимеризации обычно 20—40 °С, давление 0,3—0,6 МПа. В реактор поступает растворитель, мономеры, компоненты каталитического комплекса, а также циркулирующая газожидкостная смесь. Газовая фаза, содержащая этилен, пропилен, регулятор молекулярной массы и растворитель в количествах, определяемых динамическим равновесием между газом и жидкостью в реакторе, непрерывно выводится из аппарата и подается в конденсатор 2, где происходит ее охлаждение и частичная конденсация. Раствор полимера из реактора поступает в смеситель <3 для разрушения каталитического комплекса и смешения с водой. Иногда этой операции предшествует отдувка незаполимеризовавшегося этилена за счет снижения давления. Из смесителя < эмульсия раствор полимера — вода переводится в отстойник 4 для разделения водного и углеводородного слоев. Водный слой, содержащий продукты разрушения катализатора, подается на очистку, а частично после смешения со све- [c.306]

Пуск реактора по данной схеме производится следующим образом. На предварительно разогретый слой катализатора исходная реакционная смесь с низкой входной температурой подается через заслонку 2 (заслонка 1 закрыта). В центральной части слоя (А1) и в крайней части (А2) возникают тепловые волны (О] и Ь соответственно), которые движутся в направлении фильтрации реакционной смеси. Направления газовых потоков в частях слоя указаны непрерывными стрелками (см. рис. 6.21, а). Через некоторое время (время полуцикла) тепловая волна щ займет положение 02, а волна 1 - положение 2 (см. рис. 6.21, б). В это время заслонка 1 открывается, а заслонка 2 закрывается. Это приводит к разделению теплового пика Д2 на две тепловые волны. Одна из них будет распространяться по центральной части слоя (/ 1), а вторая - по крайней части (слой А ). Направления распространения тепловых волн совпадают с направлениями фильтрации смеси в слоях и показаны стрелками (см. рис. 6.21, б). Через время полуцикла тепловая волна 02 займет вновь положение О) (см. рис. 6.21, а). После этого цикл повторяется. При такой организации процесса центральная часть слоя работает в режиме переменных направлений фильтрации реакционной смеси, а тепло, вьщеляющееся в этой части, служит для попеременного нафева слоев А2 и Ау Крайние части слоя работают периодически в режиме нафева или формирования и вытеснения тепловой волны. Через несколько переключений во всех частях слоя устанавливаются периодически повторяющиеся температурные и конценфационные поля. [c.321]

Разогретое до температуры 60—80° сырье заливалось в сырьевой бачок, имеющий паровой подогреватель и поплавковый указатель уровня, откуда плунжерным насосом марки НПН-2 подавалось в смеситель, в который по другой линии из пароперегревателя поступал водяной пар. Количество воды, подаваемой в парообразователь, регулировалось дозировочным насосом. Смесь сырья и водяного пара поступала в подогреватель, где нагревалась до температуры крекинга и затем поступала в верхнюю часть реактора (на колпачок). Реактор работал без уровня, что исключало возможность быстрого закоксовывания его. Продукты крекинга через редукционный вентиль направлялись в испаритель, где происходило разделение паровой и жидкой фаз. Жидкие продукты крекинга через хо лодильник поступали в приемник, герметически соединенный с общей газовой системой до счетчика. Приемник взвещивался до и после опыта. Газ с верха испарителя, а также из приемника через холодильник, газосепаратор и газовые часы выводился в газометры для анализа, а избыток — в атмосферу. С низа газосепаратора отбирались сконденсированные бензиновые фракции и добавлялись к жидким продуктам. [c.95]

Одноступенчатый процесс. В одноступенчатом варианте гидрокрекинга поток сырья и водородсодержашего газа подается непосредственно в реактор без предварительной гидроочиетки сырья (рис. 57). Подогрев газосырьевой смеси осушествляется первоначально в теплообменнике 2, а затем до температуры реакции — в трубчатой печи 3, после чего эта смесь поступает в реактор гидрокрекинга. Продукты реакции, выходяшие с низа реактора, проходят теплообменник и охлаждаются в водяном холодильнике а затем поступают в сепаратор высокого давления 5, в котором происходит разделение жидкой и газовой фаз. Газовая фаза, содержащая водород, с помошью циркуляционного насоса 6 снова подается на смешение с сырьем. Часть циркуляционного газа отдувается для поддержания постоянного парциального давления водорода в водородсодержашем газе. В отличие от [c.281]

На рис. 3.10 представлена технологическая схема производства ацетопропилаиетата. АПА получают в барботажном реакторе змеевикового типа 7 путем контакта кислорода воздух/) с рециркулирующей через реактор смесью аллилацетата, ацетальдегида (АсН) и раствора катализатора. Жидкие продукты реакции после отделения от газовой фазы в сепараторе 2 проходят ионообменный фильтр 4, на котором происходит адсорбция катализатора на катионите, и поступают на разделение. В ректификационной колонне 5 при атмосферном давлении выделяют АсН, из кубового остатка колонны 5 в вакуумной ко лонне 7 извлекают смесь аллилацетата, уксусной кислоты и воды в виде дистиллята, а кубовый продукт направляют в колонну 8 для получения концентрированного АПА. Кубовый остаток из колонны 8 сжигают. [c.193]

По результатам испытаний стенда разработан и построен пилотный завод, схема которого приведена на рис. 8.26. В соответствии с этой схемой выхлопные газы фтористоводородного завода забирали непосредственно из технологической цепи после стадии сернокислотной абсорбции фторида водорода, полученного по технологии, описываемой брутто-уравнением (8.1), и подавали компрессором в верхнюю часть плазменного реактора, где их смешивали с (Н-ОН)-нлазмой, генерируемой пароводяным плазмотроном. В результате пирогидролиза 81Г4 но уравнению (8.10) возникал двухфазный ноток, содержащий взвесь 8102 в потоке НГ, избыточного водяного нара и балластных газов (в основном, воздух). Этот поток охлаждали до 250 -Ь 300 °С и направляли в накопитель, где па фильтрах происходило разделение дисперсной и газовой фаз. Последнюю направляли в газоход, куда для связывания влаги дополнительно подавали олеум далее смесь поступала в конденсатор, где происходила конденсация фтористоводородной кислоты. Серную кислоту с примесью НР сливали в десорбер, где происходила десорбция НГ. Некопденсирующиеся газы направляли на водную и щелочную абсорбцию действующего фтористоводородного [c.440]