Смесители в реакторах условие смешения

Стадия оксихлорирования проводится в реакторе 5 с псевдоожиженным слоем катализатора под давлением л 0,5 МПа при i 60—280°С. Этилен, рециркулирующий газ и хлористый водород смешивают предварительно в трубе, после чего в смесителе 4 к ним добавляют технический кислород. Способ смешения п состав смеси долл<ны обеспечить взрывобезопасные условия работы. В реакторе 5 выделяющееся тепло отводится за счет испарения водного конденсата под давлением в результате получается технологический пар, используемый на этой же установке. Реакционные газы, состоящие из непревращенных этилена, кислорода и хлористого водорода, а также паров дихлорэтана и примесей инертных газов, охлаждают в холодильнике 6 смесью воды и дихлорэтана, циркулирующей через холодильник 7. Частично охлажденную газо-паровую смесь очищают от НС1 и СО2 в горячем щелочном скруббере 9 и окончательно охлаждают в холодильнике 10. Конденсат отделяют от газа в сепараторе II, после чего рециркулирующий газ (смесь этилена, кислорода и инертных веществ) компрессором 13 возвращают на оксихлорирование. [c.156]

Опыт промышленной эксплуатации подтвердил закономерности сорбционной очистки, установленные в лабораторных исследованиях. Для ведения процесса при температурах близких к оптимальным реактор-смеситель установки контактной очистки был дооборудован системой обогрева. Разработаны рекомендации по дальнейшему повышению эффективности работы установки контактной очистки 42/2 путем повышения интенсивности работы перемешивающего устройства с целью обеспечения в реакторе-смесителе условий идеального смешения. [c.18]

Хлорирование бутадиена осуществляется в реакторе, называемом хлоратором. Это горизонтальный цилиндрический аппарат со смесителем. В смесителе газообразная смесь циркулирующего и свежего бутадиена смешивается с хлором и через сопло при скорости струи 120-130 м/с поступает в зону первичной реакции. Реагирующая смесь из зоны обратного смешения (первичной реакции) поступает в зону вторичной реакции. Процесс хлорирования ведется при большом избытке бутадиена, конверсия которого достигает до 15-16% (по массе), а остальное количество находится в рецикле. Хлор полностью вступает в реакцию, продолжительность которой в рабочих условиях составляет около 10 с. [c.99]

Теоретический анализ закономерностей турбулентного кинетического факела горелок полного предварительного смешения свидетельствует о том, что при сохранении уровня выходных скоростей газовоздушной смеси из носика горелок безразмерная длина факелов горелок различной производительности при работе на одной и той же горючей смеси будет одинакова. Для диффузионного турбулентного факела это положение справедливо и при различной скорости истечения газа из газового сопла. Очевидно, что это относится и к факелам горелок с незавершенным предварительным смешением, включающих горелки с укороченными смесителями. Таким образом, в промышленных установках безразмерная протяженность зоны горения газа при соответствующих условиях может быть получена такой же, что и в стендовых установках. В частности, при использовании горелок полного предварительного смешения не менее 90—95% газа будет выгорать к сечению, отстоящему от крышки циклона на расстоянии (0,3. .. 0,4) Оц. Экспериментальные данные по протяженности зоны горения, полученные при исследовании стендовых циклонных реакторов, могут быть непосредственно использованы при проектировании промышленных установок. [c.26]

Скорость газовоздушной смеси на выходе из горелки принимают из условий обеспечения необходимого сепарационного эффекта циклонного реактора и предотвращения проскоков пламени в смеситель в необходимом диапазоне регулирования тепловой мощности горелки (см. табл. 5.1). Поскольку эти скорости, как правило, выше скорости воздуха или газовоздушной смесн в корпусе горелки, последнюю снабжают конфузорным соплом. В горелках с предварительным смешением сопло является также средством предотвращения проскоков пламени в смеситель. [c.172]

Стадия оксихлорирования проводится в реакторе 5 с псевдоожиженным слоем катализатора под давлением 5 кгс/см ( 0,5 МПа) при 260—280 °С. Этилен, рециркулирующий газ и хлористый водород смешивают предварительно в трубе, после чего в смесителе 4 к ним добавляют технический кислород. Способ смешения и состав смеси должны обеспечить взрывобезопасные условия работы. В реакторе 5 выделяющееся тепло отводится за счет испарения водного конденсата под давлением в результате получается технологический пар, используемый на этой же [c.181]

Растворение смолы в мономере. После достижения желаемой степени поликонденсации смола должна быть охлаждена и смешана с мономером. Время перемещения зависит от ряда условий и может достигать 2—4 ч. При комнатной температуре она с трудом растворяется в мономере. Повышение температуры способствует смешению, но при этом возникает опасность реакции между смолой и мономером. Для предотвращения такой реакции водится ингибитор, чаще всего гидрохинон в количестве 0,02% к весу смолы. При его применении смола может быть охлаждена до 70° С в реакторе, а затем передана в смеситель [111]. [c.750]

Газофазный реактор. Плазмохимический реактор для газофазных процессов состоит из двух частей смесителя и реактора. В смесителе образуется гомогенная смесь реагентов при определенной температуре, определяемой кинетическими и термодинамическими характеристиками процесса. Эта смесь подается в реактор. Причем в смесителе уже происходит какая-то часть химических превращений [89, 90, 390—394, 396]. В большинстве случаев в плазмохимический реактор потоки исходных веществ и плазмы вводят раздельно. При этом прежде всего необходимо смешать плазму с исходными веществами так, чтобы их молекулы были в непосредственном контакте, т. е. осуществить смешение на молекулярном уровне. Однако, как было показано выше, плазмохимические процессы протекают в условиях, когда характерные времена химических реакций и процессов переноса массы и энергии сближаются. В результате при смешении может произойти значительная часть химических превращений. Необходимо не только исследовать ее, но и понять, как плазмохимический процесс становится равновесным. Время смешения определяется выражением [c.302]

В качестве примера рассмотрим систему из двух реакторов идеального смешения и идеального вьггеснения, трех смесителей и трех разделителей потоков (рис. 1У.6) . Предположим, что в данной системе протекает в изотермических условиях реакции /и-го порядка А Л В. Входной поток щ содержит только вещество А щ = а . Из шести структурных параметров ао1, аоц, ю, ацо, а1,ц и ац,1 вследствие ограничений + оп = 1 ю + а1,ц = 1 и [c.119]

Кривые Р (2), представленные на рис. 4.3 выражают зависимости от г доли реагента, перемешавшегося с плазмой до молекулярных масштабов к данному сечению 2 канала смесителя. Следовательно, наилучшие условия смешения реагента и плазмы обеспечивают реактор с радиальным вводом реагента (см. рис. 4.3, кривая 7), наихудшие (среди исследованных) — реактор 0 спутным вводом реагента без предварительной турбулизации плазменного потока (кривая 3). Реактор со спутным вводом реагента и предварительной турбулизацией плазменного потока занимает промежуточное положение между двумя остальными (кривая 2). Таким образом, метод быстрой химической реакции позволяет показать, что изменение интенсивности турбулентности в канале смесителя приводит к изменению скорости процесса перемешивания. Кроме того, этот метод дает возможность оценивать характерное рремя процесса перемешивания до молекулярных масштабов в реакторах-смесителях различных конфигураций. В частности, величина времени полного перемешивания для реактора с радиальным вводом реагента составляет 50 при диаметре канала реактора 3,5 ммт скорости потока смеси в канале 300 м сек. Таким образом, средняя скорость нагревания реагента до температуры 3000° К составит в этом реакторе 6 10 град/сек. Очевидно, в реакторе с радиальным вводом можно получить и среднюю скорость закалки (охлаждения) реагируюш,ей смеси того же порядка при введении в реактор достаточного количества холодного газа. [c.213]

Обязательным условием безопасности и надежност процесса горения метана в ацетиленовом реакторе яе ляетсл нормальная работа всех частей аппарата. Н практике, несмотря на соблюдение перечисленных уело ВИЙ с учетом особенностей работы горелок в ацетилено вых реакторах, возможны проскоки пламени в зон смешения или преждевременное возгорание метано-кис лородной смеси, что иногда приводит к выходу из стро горелки или смесителя. [c.56]

Производство метилметакрилата пока осуществляют описанным выше способом из ацетонциангидрина. Схема способа представлена на рис. 72. Ацетопциангидрин (АЦГ) и 100%-ную серную кислоту (моногидрат) в мольном соотношении 1 1,5 непрерывно подают в смеситель /, где образуется имнд. При смешении выделяется большое количество тепла, поэтому смеситель снабжен меы1алкой и змеевиком для охлаждения, способными обеспечить температуру 80—85 °С. Реакционная смесь перетекает через боковой перелив в реактор 2, где за счет обогрева паром достигается температура 130—135 °С. При этих условиях импд превращается в сульфат метакриламида. [c.228]

В частности, полимеризация изобутилена из фракций углеводородов С4 осуществляется в стальной хорошо теплоизолированной трубе объемом 0,5 л (длина 0,7 м, диаметр 0,02-0,03 м) без перемешивания в адиабатических условиях, т.е. тепло полимеризации снимается за счет разогрева предварительно охлажденной массы 34]. Небольшой диаметр трубы и низкие скорости движения потока в трубе (0,01-0,02 м/с) обеспечивают ламинарный характер потока, сохраняющийся благодаря возрастанию вязкости среды в течение реакции. Относительное постоянство концентрации мономера по координате реактора и распределение катализатора С2Н5А1С12 по объему задаются эффективным предварительным смешением в смесителе охлажденного в холодильнике сырья и катализатора и небольшой длиной реактора. Среднее время пребывания сырья в реакторе составляет 35-70 с, при этом обеспечивается практически полное превращение изобутилена в высокомолекулярные продукты. Адиабатический характер процесса не обеспечивает изотермич-ности перепад температур на выходе и входе в реактор составляет от 40 до 100 К. [c.308]

Стадия оксихлорирования проводится в реакторе 5 с псевдоожиженным слоем катализатора под давлением 0,5 МПа при 260—280 °С. Этилен, рециркулирующий газ и хлорид водорода смешиваются предварительно в трубе, после чего в смесителе 4 к ним добавляют технический кислород. Способ смешения и состав смеси должны обеспечить взрывобезопасные условия работы. В реакторе 5 выделяющееся тепло отводится за счет испа- [c.147]

При непрерывном смешении фосфата с фосфорной кислотой (последняя берется в соответствии со стехиометрической нормой для получения двойного суперфосфата) оба компонента поступают Б смеситель, где находится перемешиваемая пульпа, и поэтому вначале разложение фосфата происходит в жидкой фазе постоянного К50става, содержащей фосфорную кислоту и растворимые продукты реакций. Далее процесс продолжается в реакторах, в которых независимо от их типа состав жидкой и твердых фаз реакционной массы постепенно изменяетсц. Чем больше в жидкой фазе свободной фосфорной кислоты и меньше фосфатов кальция, тем быстрее идет разложение. Первый этан разложения, идущий вначале быстро, но постепенно замедляющийся вследствие нейтрализации фосфорной кислоты и уменьшения активности жидкой фазы, заканчивается, когда последняя насыщается фосфатами кальция. Этот этап в производственных условиях продолжается 5—10 мин. Второй этан сопровождается кристаллизацией образующихся фосфатов кальция покры-]вающмх зерна апатита или фосфорита коркой, вследствие чего доступ [c.186]

НИИ метода прямого окисления азота из воздуха. В работе [251 показано наличие градиента концентраций ацетилена по сечению реакционного канала в процессе пиролиза метана в водородной плазме. Снижение концентрации ацетилена по оси реактора свидетельствует о несовершенной организации смешения холодной струи метана с высокотемпературной водородной плазмой. Недооценка газодинамических факторов приводит к снижению среднемассовой концентрации получаемых продуктов в плазме. В условиях протекания плазмохимических процессов смесительные устройства, реализуюпще принцип взаимодействия турбулентной свободной струи с окружающей средой [1, 43, 59] оказываются недостаточно эффективными. При смешении струй в поперечном потоке [8, 42, 76] трудно создать равномерное распределение их по сечению, так как струи тяжелого газа обладают большей инерцией движения, что особенно важно при изменениях (колебаниях) расхода этого газа. Затруднительна в этом случае и защита стенок смесителя от перегрева. В интенсивных смесителях, снабженных завихрителями, турбулизаторами, порогами, сужениями и т. п. [69, 70], нельзя избежать перегрева стенок, либо больших тепловых потерь. [c.49]

При непрерывном смешении фосфата с фосфорной кислотой (последняя берется в соответствии со стехиометрической нормой для получения двойного суперфосфата) оба компонента поступают в смеситель, где находится перемешиваемая пульпа, и поэтому вначале разложение фосфата происходит в жидкой фазе постоянного состава, содержащей фосфорную кислоту и растворимые продукты реакций. Далее процесс продолжается в реакторах, в которых независимо от их типа состав жидкой и твердых фаз реакционной массы постепенно изменяется. Чем больше в жидкой фазе свободной фосфорной кислоты и меньше фосфатов кальция, тем быстрее идет разложение. Первый этап разложения, идущий вначале быстро, но постепенно замедляющийся вследствие нейтрализации фосфорной кислоты и уменьшения активности жидкой фазы, заканчивается, когда последняя насыщается фосфатами кальция. Этот этап в производственных условиях продолжается 5—10 мин. Второй этап сопровождается кристаллизацией образующихся фосфатов кальция, покрывающих зерна апатита или фосфорита коркой, вследствие чего доступ к ним ионов № затрудняется и процесс замедляется еще больше. Последовательность кристаллизации твердых фаз на этом этапе зависит от концентрации исходной кислоты (следовательно, и от начального отношения Т Жв пульпе) иоттемпе- [c.189]

Можно ожидать, что в условиях высокой турбулизации потоков при смешении скорость диффузии гидроокиси кальция с поверхности кристаллов суспензии не является лимитирующей стадией и скорость процесса разложения NH4 I гидроокисью кальция определяется скоростью химической реакции. Для оценки порядков и определения константы скорости химической реакции проведены эксперименты на модели-спутнике реактора-смесителя (см. рис. 29, 30) при постановке опытов и обработке экспериментальных данных использован дифференциальный метод [306]. Скорости превращения хлорида аммония d Aladx и гидроокиси калЬция dOBjedi (где айв — стехиометрические коэффициенты) определяли по кинетическим кривым, полученным на модели реактора-смесителя в непроточных режимах. [c.169]