Реактор образный

Применяются реакторы -образной формы (рис. УП1-29) с двумя пропеллерными мешалками, вращающимися с частотой около 200 оборотов в 1 мин. Высота аппарата около 2,5 м, диаметр цилиндрических объемов 0,8—0,9 м. [c.302]

РИС. П-20. Реактор /-образной формы для разложения фосфатного сыры. РИС. П-21. Кристаллизатор периодического действия [c.88]

Процессы разложения фосфатного сырья, аммонизации азотнокислотной вытяжки и обработки ее диоксидом углерода проводят в 15-ти последовательно установленных реакторах [/-образной формы 2—16. В двух первых происходит разложение подаваемого дозатором 1 фосфатного сырья 47— 52%-ной азотной кислотой, взятой в количестве 105% от стехиометрической нормы. Температура в реакторах разложения составляет 55—60°С. В третий и четвертый реакторы подают газообразный аммиак из расчета, чтобы значение pH изменялось от 1—2 до 3,5—4,0. В последующие реакторы подают [c.268]

Заполнение реактора катализатором. После открытия задвижки на трубопроводе регенерированного катализатора последний начинает поступать в реактор и заполнять его. Когда уровень катализатора поднимется на достаточную высоту, открывают вторую задвижку с целью возврата катализатора в регенератор по второй О-образной линии и переходят на циркуляцию. [c.271]

Жидкофазное фторирование. Преимущество фторирования в жидкой фазе заключается в возможности тщательнее контролировать температуру н получать более высокие выходы. Реакции проводятся в металлических сосудах, обычно имеющих 11-образную форму, так что перемешиваемая жидкость движется навстречу входящему току фтора [26]. Реактор помещается в жидкостную баню для более тщательного контроля температуры. [c.70]

Особенностью реакторно-регенераторного блока установки (рис. 10) является параллельное равновысотное расположение реактора и регенератора с транспортом катализатора в плотной фазе по и-образным катализаторопроводам при умеренных расходах транспортирующего газа. Циркуляция катализатора регулируется изменением разности плотностей потоков газо- [c.22]

При высокой активности катализатора высота слоя может не превышать высоты выступающего над решеткой распределителя в случае необходимости высоту слоя повышают. Было уделено большое внимание эффективному отпариванию катализатора, высота отпарной секции (десорбера) была увеличена и в ней установлены каскадные тарелки для большего времени пребывания катализатора в этой части реактора. На некоторых установках пневмотранспорт заменили на систему с U-образными линиями. Одна из подобных установок переведена на двухступенчатую систему крекинга в линии с упомянутым выше распределителем происходит крекинг свежего сырья, а выше, в псевдоожиженный слой, подается рециркулят. [c.56]

I — термостат 2 — реактор 3 — мешалка 4 —термометр 5 — направляющие втулки 6 — холодильник 7 — ртутный затвор Й — двигатель 9 — 1/-образный манометр 10. 3 — краны // — бюретка /2 — напорная склянка И — контактный термометр. [c.58]

При охлаждении потоком из реактора применяемый на действующих установ-ках трубный пучок холодильной системы реактора нужно заменить пучком и-образной формы. Конструктивно это легко осуществимо, так как он свободно вынимается, например, для очистки И ремонта. [c.161]

Кривая F (т) в случае реального трубчатого реактора имеет S-образную форму, в отличие от вертикальной линии для идеального реактора (рис. П1-5), что объясняется явлением продольного перемешивания, причинами которого могут быть [c.87]

Древесную целлюлозу разрыхляют на трепальной машине 1 и подают в смеситель с Z-образными мешалками 2, в котором она обрабатывается 50%-ным раствором едкого натра при 20—30°С и модуле ванны 1 3 в течение 3 ч. Полученную щелочную целлюлозу (алкалицеллюлозу) загружают в реактор-автоклав 4, снабженный рубашкой и якорной мешалкой. В реактор загружают также этилирующую смесь пз мерника 5 и твердый едкий [c.105]

Для управления реакторами объемного типа целесо образно применять управляющие вычислительные машины (УВМ) [25]. Применение управляющих вычислительных машин и алгоритмов расчета как величин, входящих в постоянную времени и коэффициент само< выравнивания, позволяет резко поднять точность ведения процесса в реакторе. Алгоритмы расчета базируются на зависимостях, приведенных в гл. 1 и 3, а также на изучении эксплуатационных характеристик реактора объемного типа в данном технологическом процессе. Бо лее того, возможно прямо в процессе эксплуатации определить непосредственно динамические характеристики реактора, не прибегая к априорным вычислениям [c.105]

Реактор радиального нейтрализатора с 2-образным движением газов представляет собой три коаксиальные трубы (рис. 1). Стенки внутренней и кольцевой труб перфорированы, конец внутренней трубы заглушен. Таким образом, весь поступающий поток газа фильтруется через зернистый слой катализатора, попадает в кольцевой зазор с заглушенным передним торцом и выбрасывается в атмосферу через кольцевое отверстие в конце камеры. Приведем методику расчета аэродинамики аппарата в предположении, что течение в коллекторах является ламинарным. [c.81]

Аналогично сконструированы горизонтальные реакторы с пучком П-образных теплообменных труб. [c.250]

РРБ установки 43-103 (рис. 1-3) отличается от РРБ установки 1A-IM тем, что реактор и регенератор расположены примерно на одном уровне и связаны между собой U-образными трубопроводами, по которым катализатор транспортируется потоком высокой [c.12]

Аналогичный реактор с увлекаемым слоем катализатора, в котором использовали гидроксид кальция, был предложен Стиллом [963]. Материал водили в ряд последовательных реакторов, имевших форму перевернутого и. Газы из каждой и-образной трубки проходили через циклон для рекуперации реагента, который вновь поступал на первый реактор. Предполагается, что эффективность удаления серы в процессе Стилла может превышать 95% (рис. П1-43). [c.171]

На втором этапе рекомендуется дооборудовать установку аппаратами воздушного охлаждения, чтобы значительно улучшить условия эксплуатации, уменьшить потери нефтепродуктов. Третий этап, в результате реализации которого мощность установки увеличится до 2 млн. т/год, т. е. вырастет в 2,2 раза, предусматривает дальнейшее увеличение объема катализатора в реакторах, реконструкцию реакторных печей и. печей стабилизации, замену. насадки в отгонной колонне 5-образными тарелками и др. В результате себестоимость 1 т продукции снижается по сравнению с проектной на 8%, прибыль увеличивается в 2,5 раза, фондоотдача — в 1,4 раза экономический эффект от реконструкции достигает 2,6 млн. руб по каждой, установке. В три этапа намечается также провести интенсификацию установки Л-24-7. [c.242]

Аппаратурное оформление процессов получения нитрофоски азотносернокислотным методом без выделения сульфата кальция в значительной мере аналогично используемому в карбонатном процессе. Разложение фосфатного сырья, аммонизацию азотнокислотной вытяжки, смешение ее с хлоридом калия проводят в 15—20-ти последовательно установленных реакторах /-образной формы, имеющих объем 2,0—2,5 и снабженных двумя пропеллерными мешалками со скоростью вращения 140—200 об/мин. Переток реакционной массы из реактора в реактор осуществляется самотеком. Технологическая схема получения нитрофоски азотносернокислотным методом приведена на рис. IX-9. [c.270]

Выше указывалось, что такие рассуждения справедливы только для стационарных адиабатических промышленных реакторов смешения. Однако качественно эти выводы можно перенести и на работающие адиабатически реакторы вытеснения, так как прямая и здесь имеет те же значения, а изменяется (сужаясь) только ход З-образной кривой, причем для трубчатых реакторов с увеличенными выходами это изменение можно рассчитать (З-образная кривая становится более крутой, а нестабильная область уменьшается). Количественные характеристики для этого случая приведены Ван Хеерденом [12]. [c.221]

На рис. 20 показан вакуум-ксантатный аппарат с вертикальной мещалкой пропеллерного типа для ксантогенирования щелочной целлюлозы и растворения ксантогената. Аппарат снабжен двумя 2-образными билами, расположенными в нижней части и приводимыми в действие червячным редуктором. Била предназначены для размешивания щелочной целлюлозной массы при растворении. В крышке реактора расположены два загрузочных люка с герметично закрывающимися крышками и штуцерами для подвода в аппарат щелочи, воды, сероуглерода и других компонентов, а также для присоединения манометра и вакуумметра. В верхней части аппарата имеется вертикальная пропеллерная мешалка. Средняя и нижняя части аппарата снабжены рубашкой для охлаждения. [c.98]

Вертикальный и горизонтальный аппараты имеют подобные конструкции их выполняют односекционными и для отвода тепла снабжают трубчатыми пучками (холодильниками), через которые циркулирует хладагент — испаряющийся аммиак. Известны также установки, где в качестве хладагента в пучке используют осво- божденпые от кислоты испаряющиеся продукты реакг[ии. В ряде реакторов, изготовленных ранее, применены трубчатые пучки с коаксиальными трубами (трубы филда) в настоящее время в аппаратах устанавливают конструктивно более простые трубчатые пучки из U-образных труб. [c.235]

Характер изменения скорости реакции будет различным в зависимости от того, протекает ли реакция в замкнутой или проточной системе. В зам кнутой системе (т. е. без ввода или вывод.т вещества,. как, например, в реакторе периодического действия) произведение Af(a, Ь) проходит через максимум и затем постепенно уменьшается, несмотря на рост температуры. Зависимость скорости выделения тепла от температуры системы показана для этого случая из рис. 35. В проточной системе (т. е. при подводе реагентов, как, например, в реакторе непрерывного действия) расходование реагентов непрерывно компенсируется подачей сырья, в результате чего кинетическая кривая принимает 5-образную форму для простой реакции или более сложную форму для системы реакций. [c.154]

Детальный расчет реактора для получения фталевого ангидрида приводят Беранек, Сокол и Винтерштейн исходные данные несколько отличаются от приводимых фирмой Sherwin—Wiliams. Псевдоожиженный слой нашел самое широкое применение на установках каталитического крекинга широкой фракции. Схема такой установки приведена на рис. IV-47 . Установка состоит из двух основных частей — реактора и регенератора. Разложение тяжелых углеводородов на более легкие происходит в реакторе, работающем на алюмо-кремниевом катализаторе диаметром зерен 20—100 мкм. Поток, поднимающий частицы катализатора, создается углеводородными парами, вдуваемыми снизу. Прореагировавшие углеводородные иары проходят через циклоны, отделяющие унесенную пыль и возвращающие ее в реактор. В процессе крекинга катализатор покрывается пленкой кокса. Для восстановления его направляют в регенератор по V-образной трубе. Перед входом в регенератор в трубу вводится воздух на этом участке смесь катализатора с воздухом обладает меньшей плотностью, чем в колене, выходящем из реактора. Вследствие этой разности плотностей катализатор движется по У-образной трубе. В регенераторе пленка кокса выжигается, после чего частицы катализатора возвращаются в реактор по другой V-образной трубе. Каталитический крекинг происходит при температуре 460—510°С и небольшом давлении, не превышающем 1,8 ат. [c.358]

Реактор имеет холодильную камеру, разделенную перегородкой на секции ввода и вывода хладагента. Между корпусом и камерой размещена решетка, в которую ввальцованы трубы холодильника. Трубы приняты и-образной формы для устранения застоя хладагента. [c.109]

Автоокисление дизельного топлива марки ДЛЭЧ с улучшенными экологическими характеристиками (содержание серы не более 0.1% масс.) в реакторе барботажного типа при 140 С показало, что кинетические кривые накопления гидропероксидов имеют 8-образную форму и проходят через максимум [ИЗ] (рис. 4.30). [c.159]

Реакторный блок установки 43-103 приведен на рис. 3.66. Особенностью блока является одновысотное расположение реактора и регенератора с транспортом катализатора в плотной фазе по U-образным катализаторопроводам при умеренных расходах транспортируемого газа. Реактор блока имеет повышенную эффективность улавливания катализатора в верхней части аппарата, что позволяет увеличить скорости паров и газов. Циркуляция катализатора между реактором и регенератором регулируется изменением разности плотностей потоков катализатора, которая в свою очередь зависит от содержания и количества нефтяных паров или воздуха в верхних участках катализаторопро-водов. Применение системы транспортирования в плотном слое позволило значительно снизить эрозионный износ катализаторо-проводов, а также уменьшить высоту установок. [c.388]

Под идеальным адсорбером подразумевается реактор, в котором продолжительность равновесной адсорбции значительно меньше средней продолжительности контактирования т. Поэтому можно рассматривать породу как каскад большого числа адсорберов. Сопоставляя кривые затухания фильтрации (см. рис. 96) с кривыми адсорбции по Ван Кревелену (см. рис. 97), замечаем, что первые представляют как бы зеркальное отображение вторых. Возможность такого сопоставления подтверждается работой Е. А. Серпионовой [171], которая, исследуя первую область Ланг-мюровской изотермы, установила, что кривые Шумана, выражаю-ш ие функциональную зависимость отношения концентрации неад-сорбированного вещества при выходе из адсорбера к начальной концентрации адсорбируемого вещества от продолжительности процесса адсорбции, в зависимости от скорости потока и других факторов (например, коэффициента массопереноса), могут представлять семейство кривых экспоненциального и 8-образного вида, плавно переходящих из одного вида в другой. [c.160]

Наряду с процессом фирмы Атоко Oil широкое распространение получила технология фирмы UOP (табл. 5.5), в соответствии с которой дожиг монооксида углерода ведется при 670-760 °С в расположенном над плотным слоем катализатора прямоточном реакторе с восходящим потоком (так называемом лифт-реакторе) [206, 209]. Скорость газа в плотном слое достигает 0,9 м/с и более в лифт-реактор подается дополнительное количество воздуха. Для отделения катализатора на конце лифт-реактора установлен Т-образный сепаратор, йаправляющий поток газовой взвеси вниз. При этом предусмотрен возврат части регенерированного катализатора в плотный слой (по наружному стояку с регулирующей задвижкой), что повышает температуру в точке ввода закоксованного катализатора. [c.121]

Многие адсорбционные и каталитпческпе процессы осуществляются в аппаратах с горизонтальными, радиальными илп вертикальными проницаемыми слоями. При этом для горизонтальных слоев ноток может подаваться как перпендикулярно, так п параллельно поверхности. Радиальные реакторы можно разделить на два типа 2- и 77-образные по организации потока. В 2-образ-ном реакторе газ в центральной трубе и в кольцевом зазоре движется в одном паправленпи, в 77-образном — в противоположном [1, 2, 6]. На рис. 1 приведены наиболее типичные схемы организации потоков для аппаратов с неподвижными проницаемыми слоями. [c.143]

Схема каскадного реактора приведена на рис. XX111-15. Пространство внутри корпуса аппарата разделено -образными перегородками на несколько секций, в каждой из которых установлен цилиндрический контактор с пропеллерным насосом. Циркули- [c.394]

Результаты экспериментов на глубокое окисление изопропилового спирта (ИПС) в вихревом реакторе представлены графиками на рис. 2.26 и 2.27. Зависимость степени окисления X от температуры Т имеет характерную 8-образную форму, что подтверждает переход реакции при Т а 250°С из кинетической во внешнедиффузионную область. Как видно из рис. 2.27, на кривых изменения температуры катализаторного покрытия по длине вихревой трубы по ходу ПВС тметен резкий рост температуры на начальном участке, причем максимум температуры на кривой тем выше, чем больше скорость ввода ПВС при этом вершины кривых смешаются в сторону ввода газа. Затем температура плавно снижается. Более плавное изменение температуры вдоль трубы наблюдается в вихревом реакторе без ВЗУ, т. е. при прямоточном потоке (кривая 4). [c.130]

Технологическая схема установки изображена на рис. 11.1. Сырье поступает в испаритель 1 и далее в печь 2, пройдя предварительно закалочные змеевики реактора 4. Из печи выходят пары с температурой 500—550 С. Пары углеводородов подаются в нижнюю часть реактора и с высокой скоростью поднимаются вверх, проходя слой катализатора. Во избежание образования избирательных потоков верхняя часть реактора может быть секционирована с помощью провальных тарелок (о конструкции реактора см. т. 1, гл. 3). Необходимое для протекания реакции количество теплоты подводится с потоком нагретого регенерированного катализатора из регенератора 5. Реактор и регенератор соединены двумя и-образными трубопроводами, по одному из которых зауглероженный катализатор выводится из реактора в регенератор, а по другому — возвращается регенерированный катализатор. Транспортирование катализатора в регенератор осуществляется потоком воздуха, а в реактор — парами исходного углеводорода или азотом. В-регенераторе, помимо выжига кокса, протекают процессы окисления хрома, а также десорбции продуктов регенерации (СО, Oj, HjO) с поверхности катализатора. С целью более полного сгорания кокса, а также частичного восстановления хрома в регенератор подается топливный газ. Регенератор также [c.351]

Основная часть прибора для определения коррозионной активности топлив — реактор (рис. XIX. 3). Он пред(лавляет собой и-образный сосуд, имеющий на одном колене расширение объем расширения не превышает 100 мл. В широкую часть реактора заливо1ЮТ топливо, предназначенное для испытания. [c.569]

На рис. ХХ1У-4 изображен горизонтальный реактор (контактор) сернокислотного алкилирования. Исходное сырье и кислота подаются в зону наиболее интенсивного смешения на вход пропеллерной мешалки 5. Далее смесь сырья и кислоты поступает в кольцевое пространство между корпусом 1 и циркуляционной трубой 2, циркулируя по замкнутому контуру в трубчатом пучке, как это показано стрелками на рисунке. Для отвода тепла, выделяющегося при экзотермической реакции, внутри циркуляционной трубы размещается развитая поверхность теплообмена с и-образными теплообменными трубками 4. Охлаждающим агентом являются освобожденные от кислоты испаряющиеся продукты реакции. Подобные контакторы выполняются также и в виде вертикальных аппаратов с теплообменной поверхностью, выполненной из двойных трубок (свечи Фильда). Хладагентом в этом случае служит испаряющийся аммиак или пропан. [c.638]

Для алкилирования изобутана бутиленами применяют также каскадный реактор (рис. ХХ1У-5), особенностью которого является отвод тепла за счет частичного испарения углеводородной фазы (в основном изобутана). В аппарате реакционная зона разделена 1-образными перегородками 3 на ряд последовательно соединенных секций (см. рис. ХХ1У-5, пять секций). В каждую секцию вмонтирован цилиндрический контактор с пропеллерным насосом 2. Циркулирующий изобутан вместе с серной кислотой поступает в головную часть аппарата 4 и проходит последовательно все секции, образуя основной поток. Охлаждение в аппарате осуществляется испарением части углеводородов. Пары углеводородов отводят сверху, затем после компрессии и охлаждения их подают в головную часть аппарата, где, смешиваясь с основным циркулирующим потоком, снижают температуру потока до его рабочей температуры. [c.638]

Процесс осуш естЕляют в П-образном реакторе (перколяторе, аддукторе) 1, снабженном рубашкой 2 для термостатирования и имеющем диаметр 50 мм и высоту рабочей зоны 250 мм (рис. 81). В нижнюю часть реактора на расстоянии 40—50 мм от спая с напорной трубкой 3 впаян стеклянный фильтр 4 толщиной 3— 5 мм, удерживающий стационарный слой кристаллического карбамида или комплекса и обеспечивающий равномерное распределение по сечению реактора поступающих в него продуктов. В верхней части рабочей зоны на расстоянии 250 мм от фильтра 4 находится патрубок 5 для отвода продуктов из реактора и сбора их в приемниках 6. Сверху реактор закрывают корковой пробкой с двумя термометрами. Один из них 7 регистрирует температуру в слое карбамида при термостатировании и во время всего процесса непосредственно у стеклянного фильтра, второй 8 — па выходе продуктов из реактора. Напорная трубка 3 должна быть не менее чем в 2 раза выше реактора, чтобы продукты, поступающие по ней, могли преодолеть гидравлическое сопротивление стационарного слоя. Над напорной трубкой, имеющей вверху воронкообразное расширение, помещают питательную емкость 9, откуда продукты с заданной скоростью поступают в реактор. Вся аппаратура может быть смонтирована на одном штативе. Промывку и разложение комплекса осуществляют непосредственно в реакторе. [c.216]

Основной аппарат установки — реактор диаметром 3 м, заполненный катализатором АКМ или АНМ, — футерован изнутри жаростойким цементным покрытием с повышенными теплоизоляционными свойствами. Сырьевые теплообменники — кожухотрубчатые с плавающей головкой противоточные одноходовые, диаметр корпуса 1200 мм. Печь вертикально-секционного типа. Компрессор на оппозитной базе марки 2М16-32/35-60. Колонные аппараты с S-образными тарелками. Абсорберы для очистки газов тарельчатого типа, число тарелок— 13. [c.120]