Каскад реакторов катализаторы

Реакцию эпоксидирования проводят в каскаде реакторов-мешалок (J—3) при температуре 100—115 °С и давлении 2,8—3,0 МПа в избытке пропилена (рис. 6.16). Наиболее эффективными катализаторами являются растворимые соединения молибдена. В последнее время разработаны и гетерогенные катализаторы. [c.195]

Аналогично решениям, рассмотренным для каскада реакторов с перемешиванием в объеме в жидкой фазе, можно исследовать также процессы, протекающие в каскаде реакторов с псевдоожиженным слоем катализатора и в газовом объеме. [c.157]

Селективность процесса по олефину высокая и близка к 100%. Процесс осуществляют в жидкой фазе (обычно в растворе того углеводорода, из которого был получен гидропероксид), при 90-110° и 2—5-кратном избытке олефина по отношению к гидропероксиду. Процесс проводят при Р = 2,5—3 МПа, т.е. при том давлении, при котором реакционная масса находится в жидком состоянии. В этих условиях реакция имеет достаточно высокую скорость при концентрации катализатора 0,001—0,005 моль на 1 моль гидропероксида, что позволяет не проводить его регенерацию. Процесс эпоксидирования можно проводить как в каскаде реакторов (рис. 8.8,fl), так и в колонне эпоксидирования (рис. 8.8,6). Выделяющееся тепло отводят с помощью встроенных змеевиков, что позволяет достигать полной конверсии гидропероксида при высокой [c.315]

Все катализаторы испытывали при постоянном составе исходной шихты (мольное соотношение вода метилфенилкарбинол = 10 1). Для каждого катализатора подбиралась температура, позволяющая достигать конверсии МФК =90 %. Эти испытания показали, что другие катализаторы не дают особых преимуществ перед Y-оксидом алюминия. Однако оксид титана на носителе тоже может использоваться в качестве катализатора. Дегидратацию на этом катализаторе проводят также в каскаде реакторов, затем стирол отделяют от непрореагировавшего метилфенилкарбинола и ацетофенона. [c.316]

Это может привести к необходимости проводить окисление в каскаде аппаратов, поддерживая различные температурные режимы в каждом из них, и иногда используя и разные по составу катализаторы, Вместо каскада реакторов может быть использован противоточный (по жидкой и газовой фазам) реактор колонного типа. [c.209]

Число ячеек в данной работе варьировалось от 60 до 100, что приводило к системе, состоящей по крайней мере из 120 нели-нейных уравнений. Результаты расчетов сравнивались с экспериментами ло гидрированию бензола на никелевом катализаторе в условиях избытка водорода и при подаче в качестве яда тиофена. Расчеты показали, что все три модели дают результаты, очень близкие к экспериментам по концентрациям на выходе бензола, тиофена и по величине максимальной температуры в слое. Продольные профили температуры отличаются от экспериментальных наилучшее соответствие экспериментам показывает модель каскада реакторов идеального перемешивания, так как в ней учтена продольная теплопроводность слоя. [c.266]

ДЛЯ повышения производительности установки применяют каскад реакторов (рис. 113,е). В первом реакторе происходит лишь частичное превращение сырья в продукт во втором реакторе, расположенном последовательно за первым, и в третьем, помещенном за вторым, происходит дополнительное превращение. В пределе получается длинный трубчатый реактор непрерывного действия. Каскад реакторов, или реактор непрерывного действия, может иметь несколько точек ввода добавочных количеств сырья и катализатора. [c.289]

Мономер, растворитель и катализатор [% (масс.)] подают реактор, где при температурах ПО—180 °С и избыточном давлении 3—5 МПа этилен полимеризуется до образования 5%-ного раствора полимера. В качестве растворителя могут использоваться толуол, ксилол, пентан, октан и т. д. В ряде случаев полимеризацию осуществляют в каскаде реакторов, работающих в разных режимах. Это позволяет повысить удельный выход полимера, снизить его зольность, уменьшить расход растворителя, сузить ММР. Отвод тепла реакции полимеризации осуществляется за счет нагрева подаваемого в реактор растворителя-и этилена, а также за счет испарения нагретого растворителя. [c.373]

Распределение катализатора между слоями. При разбиении всей массы катализатора на ряд слоев с помощью полок продольное смешение реакционной смеси происходит лишь в пределах отдельных слоев, а между ними возможно выравнивание концентраций газа, проскочившего в виде пузырей и основного потока. В этом случае по принципу действия многослойный реактор приближается к каскаду реакторов идеального смешения. При реализации такого способа работы естественно возникает вопрос о наиболее правильном распределении суммарного объема ка1 ализатора между отдельными слоями [c.345]

В реактор 1, снабженный турбинной мешалкой (или каскад из трех реакторов объемом по 16 м ), подают очищенные от примесей и нагретые до 120°С растворитель, этилен и активированный ка- ализатор в виде суспензии в растворителе. По одному из вариантов процесс проводят в циклогексаноне при 130—150°С и давлении 3,5 МПа. В растворителе содержится около 0,5% катализатора и до 5% этилена. При указанной температуре образующийся полимер находится в растворе его концентрация достигает 18— 20% (при оформлении технологического процесса производства в виде каскада реакторов). [c.15]

При создании математической модели промышленного регенератора можно рассматривать его ка.к каскад малых реакторов, каждый из которых аналогичен одной секции. Для расчета процесса в малом реакторе необходимо использовать экопериментальные данные о характере перемешивания газового потока и потока катализатора в каждой секции. Кроме того, должны быть известны количества подаваемого кислородсодержащего газа и отводимых дымовых газов для каждой секции регенератора. Однако, поскольку экспериментальные данные о характере перемешивания в каждой секции регенератора отсутствуют, необходимо использовать допущения о типе потока идеального вытеснения, идеального перемешивания, промеж уточный. . [c.174]

Катализаторами процесса являются органические перекиси. Катализаторы подаются в реактор с помощью дозировочных васосов, причем количество и тип вводимого катализатора зависят от сорта полиэтилена, который намечается производить. Смесь этилена и полиэтилена из реактора дросселируется до 250 ат и поступает в отделитель высокого давления, из которого этилен возвращается на прием компрессоров второго каскада, а полимер с частью оставшегося этилена дросселируется до давления 1 ат и поступает в отделитель низкого давления. В этом отделителе происходит окончательное отделение этилена, который подается на дополнительный компрессор и затем па прием компрессоров первого каскада. [c.321]

Глубина процесса риформинга определяется качеством катализата, т.е. октановым числом, которое обычно при работе по бензиновому варианту находится в интервале 85- 100 пунктов (И.М.), или содержанием суммы ароматических углеводородов при работе по ароматическому варианту [40-75% (мае.)]. Глубина риформинга зависит от совокупности многих параметров сырья, катализатора, температуры и продолжительности контактирования сырья е катализатором, давления, кратности циркуляции ВСГ, типа катализатора и т.п. Известно, что из-за большого эндотермического теплового эффекта процесс проводят в каскаде из трех-четырех реакторов с промежуточным подогревом. Поскольку газосырьевая смесь наиболее быстро охлаждается в первом реакторе, где проходят сильно эндотермические реакции дегидрирования нафтенов, время контактирования сырья с катализатором и средняя температура в этом реакторе наименьшие по сравнению с остальными реакторами. В последнем реакторе продолжается конверсия, в том числе в медленных реакциях, особенно дегидроциклизации, в нем находится больше половины общего количества катализатора. Изменение температуры в последнем реакторе незначительно, поскольку там наблюдается экзотермический эффект гидрокрекинга, для которого требуется значительное количество водорода. [c.149]

Синтез реакторных систем. В практике исследований синтез реакторных систем в основном ограничивается вопросами распределения нагрузок на параллельно работаюш ие системы, распределения времени пребывания в каскадах реакторов и как самостоятельная проблема не получил достаточного развития. Большое число оптимизационных задач химических реакторов решается для исследования распределения температур, времени пребывания, старения катализатора, его регенерации и так далее, т. е. частным вопросам повышения эффективности единичных реакторов. Большое внимание уделяется также исследованию гидродинамической структуры потоков одно- и многофазных ре акторов. Вместе с тем стадия химического превращения является лишь частью химического производства и связана по крайней мере материальными потоками с другими стадиями. Подход, используемый при оптимизации технологдческой схемы на основе аддитивности критерия, не может обеспечить глобального оптимума. Большой интерес с точки зрения интегрального подхода к синтезу технологической схемы представляют реакторы с рециклами, с тепловым объединением. Очевидно, решение этих задач следует проводить совместно с синтезом схем химического превращения, так же как и с последующей стадией — выделением продуктов реакции. [c.452]

Дифенилолпропан из бункера-дозатора 1 подается в аппарат 2, в котором при перемешивании готовится водный раствор дифенолята натрия. Полученный раствор из сборника 3 через дозатор 4 непрерывно поступает в реактор каскада реакторов 6. Сюда же подаются метиленхлорид и фосген. Образующийся низкомолекулярный поликарбонат перетекает в реактор 7. В реактор 8 каскада (для повышения молекулярного веса поликарбоната) подается катализатор (алкиларилхлорид аммония). Во всех реакторах поддерживается постоянная температура, равная 30 С. [c.76]

Решение. Известно (см. главу V), что при увеличении числа ступеней в каскаде реакторов смешения (или числа полок в реакторе КС) распределение аремени пребывания приближается в пределе к распределению времени пребы-зания в реакторе идеального вытеснения. Поэтому производим ориентировочный расчет времени контакта газа с катализатором для трехсекционного аппарата КС по кинетическим уравнениям, характерным для режима вытеснения. [c.120]

Технологическая схема процесса получения винилтолуола на основе толуола и ацетилена представлена на рис. 4.4. Потоки толуола и Н2804 с добавкой НеЗО из дозатора / подают последовательно в каскад реакторов 2 с мешалками, в которые параллельно поступает ацетилен. После отделения катализатррного слоя в разделителе 5 алкилат нейтрализуют в аппарате 4 и разделяют в комбинированной колонне /О, откуда дитолилэтан подают через перегреватель 5 в секцию крекинга 6. Катализат крекинга через систему утилизации теплоты и сепарации (7—9) поступает в колонну 10 и в колонны И и /2 для выделения толуола, дитолилэтана, винилтолуола и побочно образующегося при крекинге ДТЭ этйлтолуола. Слой катализатора из разделителя 3 направляют в секцию регенерации 13. [c.109]

Реакционный раствор, содержащий гидро силаминфосфат, после отделения от него на фильтре 5 катализатора поступает на оксимирование циклогексанона в каскад реакторов 6 Образующийся в каждом реакторе циклогексаноноксим экстрагируется толуолом Степень конверсии циклогексанона составляет 98%. [c.144]

Гидролиз этиленгликольдиацетата рекол1ендуется проводить ири 80—160 ""С и 0,03—0,52 МПа (0,35—5,25 кгс/см2) в присутствии катализатора серной или фосфорной кислоты (менее 0,01 моль на моль эфира) в колонне или в каскаде реакторов [53, 54]. Степень конверсии эфира и селективность процесса составляют более 99%. Таким образом, общая селективность процесса получения этиленгликоля из этилена через гликольацетаты составляет более 90% (согласно [62] 97%). Это значительно выше, чем прп синтезе этиленгликоля из этилена через окись этилена, в котором селективность, с учетом образующихся ди- и триэтиленгликолей, составляет около 70% на исходный этилен. По такому способу строится завод мощностью 363 тыс. т/г этиленгликоля [54, 55]. [c.63]

Хлористый водород примен5Пот непосредственно как катализатор в таком промышленном процессе, как получение дифени-лолпропана алкилированием фенола ацетоном. Разработанный французской фирмой Прожиль процесс получения чистого ди-фенилолпропана заключается в том, что взаимодействие фенола с ацетоном протекает в каскаде реакторов при использовании в качестве конденсирующего агента хлористого водорода без применения промотора. [c.144]

Сравнить эффективности оптимизации температурных режимов в непрерывном слое катализатора и в каскаде адиабатических реакторов мохно по кривым, приведенным на рис.2. Ив рисунка видно, тличия по обеим координатам макду двумя локальными оптиму-мами для каскада реакторо заметно меньше, чем их отличия от оптимума для непр ного слоя катализатора. [c.52]

В колонне 3 отгоняется этилбензол с примесями кислот, поэтому верхний продукт также направляется в скруббер 4. Из куба колонны 3 сконцентрированный гидропероксид поступает в колонну эпоксидирования 6. (Эпоксидирование можно также проводить в каскаде реакторов.) В нижнюю часть колонны подается катализаторный раствор из куба колонны 9. Туда же проводится подпитка свежим катализатором. Свежий и возвратный (из колонны 7) пропилен также подается в нижнюю часть колонны. Продукты реакции вместе с катализаторным раствором выводят из верхней части колонны и направляют в ректификационную колонну 7для отгонки пропилена. Газы выводят из верхней части колонны и из системы для утилизации или сжигания. Кубовый продукт колонны 7по-ступает в ректификационную колонну 8 для выделения в качестве дистиллята продуктового оксида пропилена. Кубовая жидкость колонны 5 поступает в колонну 9 ддя отделения продуктов синтеза от катализаторного раствора. Катализаторный раствор из куба колонны возвращается в колонну эпоксидирования 6, а верхний продукт поступает в ректификационную колонну 10ддя отделения этилбензола от метилфенилкарбинола и ацетофенона. Смесь метилфенилкарбинола (МФК) и ацетофенона подается в испаритель 11, в котором с помощью перегретого пара испаряются и отделяются от смол метилфенилкарбинол и ацетофенон. Смесь паров, перегретая до 300 °С, поступает в реактор 13 для дегидратации метилфенилкар- [c.319]

Бензойную кислоту гидрируют под давлением в присутствии палладиевого катализатора в каскаде реакторов смешения непрерывного действия 3 при 170°С и давлении 1.6 МПа. Полная конверсия бензойной кислоты достигается за один проход. Полученную циклогексанкарбоновую кислоту смешивают с олеумом и подают в многоступенчатый реактор 4, где при взаимодействии с нитрозилсерной кислотой образуется капролактам. Нитрозил-серную кислоту получают окислением аммиака с последующей абсорбцией оксидов азота олеумом. Реакционную смесь разбавляют водой в смесителе 5, непревращенную циклогексанкарбоновую [c.357]

J —дозировочный насос для подачи фенола, формалина и катализатора 2—каскад реакторов Л —обратный холодильник i —флорентина i—сепаратор б —отстойник 7 — шестеренный насос S —сушилка 9 —смолоприемник М — конденсатор // — барабан-охладитель 12 и 75 —транспортеры 15-—зубчатая дробилка /4 —упаковочная машина /6 —хранилище фенольной воды. [c.118]

Рассмотренный ниже конкретный пример, выделенный в отдельный раздел, относится к процессу полимеризации изопрена на катализаторах Цнглера — Натта его кинетическая модель была приведена в примере к главе П. Некоторые особенности модели непрерывного процесса, проводимого в каскаде реакторов, даны в разделе 2 главы VI. [c.202]

В схеме оксопроцесса с рециклом пропилена (рис. 5.8) карбонилообразование осуществляется в колонном аппарате высокого давления. Предварительно подогретый раствор солей кобальта, в высококипящем углеводородном растворителе, который служит для организации рецикла кобальтового катализатора, подается в карбонилообразователь 1, куда поступает также синтез-газ. В карбонилообразователе при 150—170 °С и 30 МПа соли кобальта переходят в карбонилы. Процесс гидроформилирования осуществляется в каскаде реакторов полного смешения при 120—130 °С и 30 МПа. Число реакторов в каскаде зависит от мощ- [c.194]

Эти крайние и промежуточные случаи представлены на рис. 11-7 в виде диаграммы 1д (с/с ) = /(lgDa ) с критерием Боденштейна в качестве параметра. Из рис. 11-7 можно сделать вывод, что значения Во < 10 характерны только для трубчатых реакторов. Между числом реакторов смешения в каскаде т и критерием Боденштейна существует линейная зависимость, которая представлена на рис. 11-8, из которого следует, что каскад из 5—7 реакторов смешения хорошо приближается к реактору вытеснения, для 7 Во > 10. Увеличение т не вносит существенного улучшения. Для реакторов с твердым катализатором предложена следующая эмпирическая зависимость [6] [c.209]

Зависимость эта имеет определенный физический смысл, поскольку отношение ildz приближенно равно числу пустот между зернами катализатора, уложенными рядами и образующими как бы каскады микрореакторов полного перемешивания. Поскольку dz I, величина как правило, очень велика, и реактор с наполнением можно рассматривать как идеальное приближение к реактору полного вытеснения. [c.328]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология