Справочник химика 21

Химия и химическая технология

Статьи Рисунки Таблицы О сайте English

Реактор бутенов

    I — предварительный подогреватель 2 — реактор о катализатором 3 — компрессор 4 — абсорбер 5 — испаритель. Линии I — и-бутан II — тощее масло III — На -Ь наиболее легкие углеводороды IV — к-бутан 4- н-бутен (циркуляция) V—бутадиен VI — жирное масло. [c.90]

    В таком реакторе достигается высокий выход газов на единицу объема газы содержат до 30—33% ацетилена, 10—13% олефинов (8% этилена и 5% пропилена и бутенов) и 50% водорода. [c.111]


    Выход бутенов, % (масс.) в лабораторном реакторе [c.656]

    Наиболее подробно изучены катализаторы на основе молибдатов висмута. При окислительном дегидрировании равновесной смеси н-бутенов выходы бутадиена достигают на этих катализаторах 70% при избирательности более 70% [15, 16]. Реакция проводится при сравнительно низких температурах (450—480°С) и небольшом разбавлении бутенов водяным паром (4 1 -т-7 1 моль/моль). Процесс может осуществляться как в реакторах с неподвижным слоем катализатора [15] (трубчатых), так и в системах с псевдоожиженным слоем катализатора [16]. [c.683]

    Сопоставление результатов опытной проверки и математического моделирования процесса окислительного дегидрирования н-бутенов в реакторе с псевдоожиженным слоем приведены в табл. 6. [c.690]

    Исследовали окислительное дегидрирование бутенов в бутадиен в реакторе диаметром 100 мм. Сложную кинетику реакции, представленную в оригинальной работе, можно, по-видимому, привести к простой схеме "8 А (где А — бутены В — бутадиен С — продукты разло- [c.220]

    Более точные данные получены с использованием спектрального анализа [2] при изучении превращений цис- и транс-бутенов в изотермическом реакторе периодического действия. Результаты некоторых опытов приведены в табл. 12. Из данных таблицы видно, что уже при 390 °С скорость изомеризации становится заметной даже при невысокой концентрации исходного г ыс-бутена-2 (при 27 кПа и 391 °С она составляет 4,8-10" моль/л) через 2000 мин образуется до 10% транс-изомера. При повышении температуры и концентрации исходного вещества скорость изомеризации возрастает, и, например, при 27 кПа и 443 °С 10%-ная степень превращения цис-бутепа-2 в транс-бутен достигается приблизительно за 100 мин, а при давлении 54 кПа и той же температуре примерно за 75 мин. [c.50]

    Схема изомеризации н-бутенов. Для подтверждения вывода об образовании изобутена из транс-бутена-2 в импульсном реакторе при времени контакта 0,25-10 ч и 450°С были проведены опыты со смесями бутен-1- -т/ анс-бутен-2 и цис-бутен-2- -транс-бутен-2 (рис. 17 [22]). Как видно из рис. 17, наибольшее количество изобутена ( 10%) образуется, когда присутствует только один транс-бутен-2. В смеси 25% цис-бутена-2 и 75% гранс-бутена-2 выход изобутена еще составляет 8% (кривая 2), а при увеличении содержания цис-бутена-2 до 42% выход изобутена падает до 5,6%. При дальнейшем повышении содержания цис-бутена-2 до 85,5% выход изобутена снижается далее — до 3,2%. Аналогично изменяется выход изобутена при исследовании смеси бутен-1 + транс бутен-2 (кривая /). [c.150]


    Гипотеза, обоснованная в работе была затем подтверждена экспериментально, В продуктах превращения тиофена на хромовом и алюмокобальтмолибденовом катализаторах в импульсном микро-реакторе не были обнаружены ни тиациклопентан, ни меркаптаны Единственными продуктами были бутан и бутены, а на хромовом катализаторе — также и бутадиен. Было показано что тиациклопентан не только превращается в бутены и бутан, но дегидрируется в тиофен распад тиациклопентана идет через бутантиол, т. е. по иному пути, чем распад тиофена. Кинетические исследования гакже подтвердили прямое образование бутадиена, а затем бутенов и бутана из тиофена. Бутадиен был обнаружен и в продуктах деструкции тиофена на окислах и сульфидах кобальта и молибдена. [c.285]

    При удалении примеси ацетилена из этилена тепловой эффект гидрирования обычно не велик и тепло поглощается большим объемом проходящих через реактор газов, как и в случае гидрогенизационной очистки бутенов от примеси бутадиена. [c.107]

    Трубчатые реакторы. Стабильность процесса в трубчатом реакторе определяется в основном величиной внутреннего диаметра трубки (ВДТ), При увеличении ВДТ конструкция реактора становится проще и возможно увеличение его мощности, но при этом ухудшается стабильность аппарата, выражающаяся, например, в увеличении параметрической чувствительности и величины динамического заброса [37, 38]. Решающими факторами при выборе максимального ВДТ для экзотермических процессов являются параметрическая чувствительность, динамические характеристики, допустимое гидравлическое сопротивление слоя катализатора, избирательность процесса п точность стабилизации входных параметров, которые определяются из анализа стационарных и нестационарных процессов в трубках разного диаметра. Для процессов эндотермических и протекающих вблизи равновесия определяющими параметрами являются, как правило, гидравлическое сопротивление и мощность аппарата. Максимальные значения ВДТ для процессов окисления метанола в формальдегид — 25 мм, окислительного дегидрирования н-бутенов — 21 мм, синтеза винилхлорида при концентрированном ацетилене — 55 мм и разбавленном — 80 мм [38], дегидратации <к-окси- [c.14]

    Дегидрирование бутенов в бутадиен проводят в системе из двух реакторов со стационарным слоем катализатора. Один аппарат работает в режиме дегидрирования, второй-в режиме регенерации катализатора (рис. 5.7) [5]. Регенерацию катализатора осуществляют паровоздушной смесью при температуре 620-650 С. Концентрация кислорода в газовой смеси находится в пределах 1-2% (об.). Длительность всего цикла (дегидрирование + регенерация) составляет примерно 30 мин. Операция перехода с фазы дегидрирования на фазу регенерации заключается в замене бутена в парогазовой смеси определенным количеством воздуха [c.108]

    За последние годы в технологию процесса внесены некоторые изменения, уменьшающие закоксовывание катализатора благодаря сокращению перепада температуры по высоте слоя и улучшенной очистке сырья от вредных примесей. Предложено разбавлять катализатор инертным силикагелевым носителем или фосфорнокислотным катализатором прямой гидратации этилена с целью удлинения срока службы катализатора и облегчения его выгрузки. Подобран оптимальный режим ввода воды в катализатор для предотвращения его дегидратации. Созданы установки сравнительно большой мощности, в которых используется реактор башенного типа. Схемы этих установок предусматривают возможность рециркуляции сырья и части продуктов реакции и обеспечивают производство тримеров и тетрамеров пропилена, димеров бутенов или кумола (алкилированием бензола пропиленом на том же фосфорнокислотном катализаторе). [c.326]

    В табл. 11.1 приведены основные показатели, полученные на опытно-промышленной установке НИИМСКа с реактором диаметром 0,3 и высотой 6 м. Данный вариант дегидрирования бутенов обеспечивает наиболее высокий выход и селективность по дивинилу, причем процесс протекает при сравнительно невысокой температуре, с небольшим разбавлением водяным паром. Выход дивинила на пропущенную смесь бутенов достигает 75%. [c.359]

    При применении в качестве сырья бутан-бутеновой фракции смесь бутенов хлорируют в газовой фазе при температуре около 400 С с образованием дихлорбутенов (смесь 1-хлор-2-бутена и З-хлор-1-бутена) и дихлорбутанов. Полученную смесь разделяют, моно.хлорбутены подвергают термическому дегидрохлорированию в трубчатом реакторе при температуре около 600 °С с образованием бутадиена и хлористого водорода бутадиен возвращают в хлоратор. Смесь дихлорбутенов подвергают изомеризации и далее обрабатывают так же, как в процессе на основе бутадиена. [c.422]


    Поскольку егор-бутилсульфат растворим в кислотной фазе, туда в первую очередь уходит, вероятно, бутен-2. Исходя из предположения, что олефины С4 регенерируются в результате разложения егор-бутилсульфата в реакторе, следует отметить два обстоятельства. [c.123]

    Для получения бутенов из /г-бутапа в целях дальнейшего алкилироваиия ведут дегидрирование нормального бутана при 600° над катализатором СГ.2О3 на глиноземе. Дегидрирование н-бутана в бутены состоит пз следующих операций 1) испарение жидкого бутана 2) подогрев газа в теплообменнике до 480° 3) дегидрирование в трубчатых реакторах при 600° 4) охлаждение газа в теплообменниках и очистка его от пыли на коксовых фильтрах. [c.160]

    Процесс протекает следующим образом. к-Бутаи и к-бутеи из газов циркуляции проходят над катализатором, дегидрирующим к-бутап в / -бутен, а к-бутен в бутадиен (рис. 42). После быстрого охлаждения газ компримируется и, как обычно, путем абсорбции освобождается от водорода и низко-молекулярных продуктов крекинга. Выделенная из абсорбента фракция С4 для извлечения 8—12% бутадиена обрабатывается на экстракциошюй установке аммиачно-ацетатным раствором меди. Отделяющаяся смесь к-бутана и к-бутена (газ циркуляции) вместе со свежим к-бутаном возвращается в реактор для дегидрирования. [c.87]

    Если тепловой эффект реакции не слишком велик, то, регулируя температуру входа, можно удовлетвориться адиабатическим протеканием процесса. К этому типу принадлежали первоначальные установки каталитического крекинга Гудри. Хотя они состояли из нескольких реакторов, но работали аппараты попеременно по десятиминутному циклу, состоящему из собственно крекинга и регенерации. Дегидрирование бутана в бутен и бутадиен выполняется теперь по той же схеме. [c.371]

    Молекулярная масса полимера легко регулируется количеством катализатора, введенного в реакционную среду. Молекулярномассовое распределение может регулироваться как путем изменения числа реакторов для проведения процесса (чем меньше число реакторов в непрерывном процессе, тем шире ММР), так и применением специальных веществ и приемов, способствующих расширению ММР. Одни из них, такие, как дивинилбензол, эфиры сернистой кислоты [41], ЗпСЦ [42], являются сшивающими агентами и при добавлении в раствор живого полимера удваивают молекулярную массу части цепей. Другие, например толуол, 1-бутин(эти-лацетилен), 1-бутен-З-ин (венилацетилен), в процессе полимеризации способствуют переносу цепи и тем самым расширяют ММР. [c.276]

    В промышленных масштабах дегидрирование бутенов и изоамиленов осуществлено в адиабатических реакторах на неподвижных катализаторах с разбавлением водяным паром. [c.658]

    Технологические схемы процессов дегидрирования олефиновых углеводородов в диеновые включают адиабатические реакторы периодического или непрерывного действия (рис. 5). Конструктивно эти реакторы аналогичны, и характер процесса определяется способностью применяемого катализатора работать без регенерации или с регенерацией. Обычно схема включает реакторы и печи для перегрева сырья и водяного пара. Важное значение в конструкции реактора имеет наличие свободных над- и подкатализаторных зон, в которых может идти глубокое разложение бутенов или метилбутенов. Необходимо, чтобы эти зоны были минимальными. Для выравнивания температур в слое катализатора при дегидрировании и регенерации короткими циклами рекомендуется использовать инертный твердый разбавитель-теплоноситель. [c.660]

    Сопоставление результатов бпытнОй проверки и матоматичоекого моделирования процесса окислительного дегидрирования //-бутенов в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора ((1>-1,2с- ) [c.690]

    Выделение С4-фракции из контактных газов реакции осуществляется абсорбционным методом с предварительным комприми-рованием контактного газа. Существенный интерес представляет бескомпрессорная схема выделения углеводородной фракции из контактного газа. В этом случае реакцию проводят при повышенном давлении. На рисунке приведена недавно опубликованная принципиальная технологическая схема процесса окислительного дегидрирования н-бутенов, осуществленная на заводе фирмы Филлипс в г. Боргере (США) [28]. Воздух компримируют и смешивают с водяным паром. Смесь нагревают в печи, смешивают с бутеновым сырьем и пропускают над катализатором окислительного дегидрирования, помещенным в реактор непрерывного действия. Тепло выходящего из реактора потока используется в котле-утилизаторе для производства технологического пара. Затем поток подвергается закалочному и обычному охлаждению и промывается от кислородсодержащих соединений. Фракцию С4 выделяют масляной абсорбцией и после отпарки ее из масла в десор-бере подают на конечную стадию очистки. Непрореагировавшие бутены возвращают в реактор. Небольшое количество кислород-содержащих соединений, имеющихся в промывных водах, отпаривают и сжигают в печи подогрева пара и воздуха. [c.691]

    Процесс протекает д давлением в жидкой фазе в проточном режиме, однако конструкция реактора позволяет осуществлять циркуляцию изобутана вместе с непрореагировавшими за отдельный проход бутенами по замкнутому контуру, благодаря чему удавалось поддерживать высокие внутренние соотношения изобутан бутены в реакторе при низких соотношениях этих компонентов в подаваемой в реактор реакционной смеси. Перед подачей в систему смеси H3o6yTanai и бутепов через слой катализатора нроврдили циркуляцию чистого изобутана. Условия опытов следующие температура 80 "С, давление 1,3 МПа, соотношение изобутан бутены в реакциопцой смеси, подаваемой в реактор, 8 1, объемная скорость подачи реакционной смеси по бутенам 0,25 ч , продолжительность 8—10 ч. [c.340]

    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]

    В экспериментальный реактор объемом 0,085 з 1грул<ают этот катализатор (насыпная плотность 1,11 г/с.н , удельная поверхность 47 см -/г, доля свободного объема 0,57). Затем аппарат промывают и заполняют чистым бутеном при 2 бар и 40° С. Далее быстро, почти мгновенно, температуру повышают до 400° С. Через 8 мин при данной температуре давление увеличивается до 6,01 бар. [c.454]

    Регенерация катализаторов вакуумного дегидрирования н-бутана н де-гнарнрования бутенов в бутадиен. Алюмохромовый катализатор вакуумного дегидрирования н-бутана регенерируют непосредственно в контактном аппарате по схеме, представленной на рис. 5.6 [5]. Реакторный блок компонуют, как правило, из восьми аппаратов, работающих со смещенным во времени циклом, что создает общую непрерывность процесса. Аппарат после цикла дегидрирования продувают и подают в него воздух. Вьгжиг кокса проводят при 600-650 °С. Цикл регенерации составляет около 8 мин. После регенерации газы удаляют эжектором 3, а катализатор восстанавливают, подавая в аппарат углеводородный газ из реактора, работающего в цикле дегидрирования. [c.107]

    Получение втор-бутилового спирта сернокислотной гидратацией углеводородной фракции, содержащей бутан и бутены, является первой стадией процесса прризводства метилэтилкетона. Поглощение бутенов осуществляется противотоком в две ступени 85%-ной НаЗО (рис. 7.4). В качестве реакторов используются изотермические бессальникоаые автоклавы с герметичным электромагнитным [c.225]

    Основные показатели процесса дегидрирования алканов Q и j на катализаторе К-5 приведены в табл. П.1. При степени превращения исходного углеводорода 41—48% селективность по изобутилену превышает 80% (масс.). Несколько более низкий выход бутенов и изоамиленов связан с тем, что при получении этих олефинов образуется также 5—7% соответствующего диена. Следует отметить, что в СССР разработан несколько более эффективный катализатор дегидрирования алканов ИМ-2201. Так, при большой объемной скорости подачи бутана в реактор (до 400 ч ) этот катализатор обеспечивает селективность до 79% (масс.). [c.353]

    На рис. И.2 изображена технологическая схема процесса дегидрирования бутенов и изоамиленов в стационарном слое катализатора КНФ. Сырье, в качестве которого используется смесь прямой и возвратной алкеновых фракций, испаряется в испарителе 1 и поступает в конвекционную часть пароперегрева-тельной печи 2, где нагревается до 500 С. В радиантной части печи одновременно с этим происходит перегрев водяного пара, используемого для разбавления сырья при контактировании. Пар перегревается до 750—800 °С. Оба потока смешиваются на входе в реактор 3, [c.353]

    Довольно подробно изучена технология окислительного дегидрирования бутенов. Среди большого числа предложенных каталитических систем лучшие результаты получены при использовании катализаторов на основе окисей молибдена и висмута. Эти окиси, взятые по отдельности, обладают низкой активностью, однако в условиях приготовления и эксплуатации взаимодействуют друг с другом с образованием молибдатов висмута. Наибольшей эффективностью обладают катализаторы с атомным отношением Bi Мо, близким к единице. Процесс с использованием висмут-молибденовых катализаторов может осуществляться как в реакторах с неподвижным слоем катализатора (трубчатые), так и в системах с псевдоожиженным слоем. В первом случае в качестве носителя обычно применяется крупнопористый силикагель, а во втором — силиказоль. Для повышения стабильности к катализаторам добавляют небольшие количества соединений фосфора [до 1,5% (масс.) в расчете на Р2О5]. [c.359]

    На рис. 11.4 изображена технологическая схема промышленной установки окислительного дегидрирования бутенов фирмы Phillips Petroleum в г. Бор-гере (США). Годовая мощность установки по дивинилу 125 тыс. т. Сырье — фрак ция бутенов — смешивается с перегретой в теплообменнике 1 смесью воздуха и водяного пара и направляется на контактирование в реактор непрерывного действия 2. Контактный газ охлаждается в теплообменнике и подвергается водной отмывке в колоннах 4 я 5. Промытый и охлажденный контактный газ поступает на систему абсорбционного извлечения дивинила с помощью минерального масла, состоящую из абсорбера 6 и десорбера 7. Десорбированный дивинил конденсируется в теплообменнике и направляется на склад. Ниже представлен материальный баланс (%) основных углеводородных потоков  [c.359]

    Гидрирование ацетиленового спирта в диметилвинилкарбинол осуществляется на суспендированном в воде катализаторе, представляющем собой коллоидальный палладий, осажденный на носитель, с добавкой модификатора. Реакция протекает в системе из двух реакторов 6 (на рисунке показан один) при 30—80°Си давлении 0,5 — 1,0 МПа. Гидрирование происходит с выходом, близким к теоретически возможному. Продукты реакции проходят газосепаратор 7. Непрореагировавщий водород возвращается на гидрирование. Водная суспензия катализатора отделяется от органических продуктов с помощью центрифуги 8 и также возвращается в реактор 7. Сырой 2-метил-3-бутен-2-ол испаряется в теплообменнике 9 и поступает в реактор дегидратации 10. Превращение изоамиленового спирта в изопрен осуществляется в стационарном слое высокочистой окиси алюминия при атмосферном давлении и 250—300 °С. Цикл контактирования длится более 100 ч, после чего катализатор подвергается окислительной регенерации. Степень превращения изоамиленового спирта достигает 97%. Контактный газ конденсируется и подвергается водной отмывке в промывной колонне 11, в сочетании с отпарной колонной 12. Отмытый изоамиленовый спирт возвращается на контактирование Изопрен-сырец направляется на систему колонн экстрактивной ректификации Ы и 14, пройдя которые мономер достигает степени чистоты 99,9%. [c.382]

    Смесь полученных дихлорбутиленов отделяют в колонне 4 ректификацией от непрореагировавшего бутилена, небольших количеств хлористого водорода и побочных продуктов, затем направляют на стадию изомеризации. Процесс изомеризации проводят в реакторе 5. При нагревании в присутствии небольшого количества медной проволоки и хлорида меди (I) цис- и траяс-1,4-дихлор-2-бу-тены изомеризуются в 3,4-дихлор-1-бутен. Полученные изомеры разделяют ва ректификационной колонне 7. Образующийся хлоропрен очищают ректификацией. [c.420]

    Были также проведены и другие опыты, когда в реактор несколькими шорциями подавали отработанную кислоту в смесь изобутана с (ис-бутеном-2. Протекали, по существу, те же реакции, что и при использовании свежей кислоты. Образовывался лишь гранс-бутен-2 (его концентрация всегда была выше, чем концентрация цис-бутена-2). Небольшие количества окрашенных веществ экстрагировались углеводородной фазой. [c.91]

    Так как алкилирование изобутапа бутиленами ведут в жидкой фазе (под действием HaS04 и при —10°), то от бутенов необходимо отделить водород, метан и этан. Для этого газ сжимают до 8 атм, причем бутены ожижаются, анеожиженная часть поступает на промывку маслом под давлением 8 атм и при +5° с целью удаления из газа увлеченных пропана и бутана. Газы, выделенные из масла (пропан-бутановая фракция), вновь возвращаются на установку для дегидрирования. Катализатор дегидрирования, непрерывно поступающий в реактор, выводится внизу последнего с предварительным охлаждением его до 230°. [c.161]

    В настоящее время полимеризация пропилена и бутенов для получения высокооктановых компонентов потеряла свое значение в связи с широким примененпем каталитического риформинга. Однако полимеризация этих и других олефинов для получения нефтехимической продукции имеет исключительно большое значение. Каталитическая полимеризация для получения полимербензинов обычно осуществляется в реакторах (камерного или трубчатого типа) в присутствии катализатора при 160—220 °С и 3—8 МПа. По сравнению с термической полимеризацией выход целевых продуктов больше — процесс происходит более селективно, крекинг полимеров практически отсутствует. При каталитической полимеризации наиболее легко вступает в реакцию изобутилен, затем н-бутилены, пропилены и труднее всего — этилен. [c.310]

    В трубчатом реакторе, более совершенном, чем многосекционный реактор, внутри труб находится катализатор, а в межтрубном дространстве циркулирует паровой конденсат для снятия избыточного тепла, образующегося при полимеризации. В реакторе этого типа разность температур между выходом из реактора и входом в него составляет 8—10 °С. Относительные скорости полимеризации СзНб, 4H8-I и изобутенов равны соответственно 1, 2 и 10. Такое различие позволяет селективно полимеризовать изобутилен в присутствии двух других бутенов при более низких температурах (на 30 °С ниже обычного). [c.311]

    Методика алкилирования. В колбу-реактор, снабженную мешалкой, обратным холодильником, термометром и газовводной трубкой, помещалось определенное количество ароматического углеводорода и катализатора, растертого в порошок и при определенной температуре и энергичном перемешивании пропускался газ после скрубберов со скоростью 3—5 л час или вводился бутен-2 с такой скоростью, при которой он полностью поглощался реакп нонной смесью, т. е. не проскакивал в газометр. Газ после скрубберов по выходе из реактора анализировался через каждые [c.142]

    Синтез метил-трет-бутилового эфира осуш ествяяют с высокой селективностью путем взаимодействия метанола и изобутена в присутствии кислых катализаторов. В настоящее время метил-трет-бутиловый эфир рассматривается как один из наиболее вероятных неуглеводородных компонентов бензина. Значительному распространению производства этого антидетонатора будет способствовать использование бутенов, образующихся вследствие перехода на пиролиз тяжелого нефтяного сырья. Это приводит к повышенному выходу бутенов, которые не могут быть полностью использованы в процессе алкилирования из-за дефицита изобутана. Выход изобутана в процессе каталитического крекинга заметно уменьшился в связи с переходом к крекингу в лифт-реакторе. [c.128]

    Окислительное дегидрирование бутенов (для изоамиленов кинетическая картина практически такая же) является перспективным с технологической точки зрения экзоэнергетическим процессом, в отличие от эндоэнергетического дегидрирования в отсутствие кислорода. На основе кинетических исследований процесса окислительного дегидрирования бутена-1 на фосфор-висмутмолибденовом катализаторе уже разработана математическая модель и рассчитанные показатели процесса подтвердились на крупном полупромышленном реакторе [37]. [c.181]

    Продукты полимеризации из реактора проходят через редукционный клапан и поступают на фракционировку в дебутаниза-тор К1, где освобождаются от бутанов и непрореагировавших бутенов. Отгон сжижается в конденсаторе Т2, накапливается в лриемнике А2 и используется для орошения дебутанизатора К1 другая его часть может быть пущена на повторную полимериза-дию для более полного использования бутенов. Низ дебутанизатора обогревается паровым кипятильником ТЗ. При однократном лрохождении бутенов через зону реакции глубина полимеризации около 65—70%. [c.272]

    Технологическая схема алкилирования представлена на фиг. 96. Подаваемая насосом Н1 бутан-бутеновая фракция за-ш,елачивается для удаления сероводорода и меркаптанов в смесителе С1 и освобождается от щелочи в отстойнике 01. Затем к сырью добавляется избыток изобутана. Большой избыток изобутана в реакторе подавляет побочные реакции полимеризации бутенов и является поэтому важнейшим условием достижения высокого октанового числа алкилата. Избыточный изобутан, определяя направление процесса, сам в реакцию не вступает он циркулирует внутри установки по замкнутому циклу. Сырье, вступающее в реактор, должно иметь приблизительно пятикрат- [c.280]


Смотреть страницы где упоминается термин Реактор бутенов: [c.703]    [c.339]    [c.341]    [c.8]    [c.192]    [c.39]    [c.204]   
Технология нефтехимического синтеза Издание 2 (1985) -- [ c.103 , c.104 ]




ПОИСК





Смотрите так же термины и статьи:

Бутен

Бутен L Бутен

Бутенил

И. И. Иоффе. Расшифровка кинетики процесса окисления бутенов в малеиновый ангидрид путем моделирования работы пилотного реактора на электронной аналоговой машине МН



© 2025 chem21.info Реклама на сайте