Каскад реакторов выделение

Таблица 8.21. Параметры работы каскада (идеального) мембранных элементов выделения Кг и Хе из газов защитной атмосферы ядерного реактора [99]

Эксплуатационные х рактеристики и затраты на изготовление некоторых газоразделительных каскадов о селективными мембранами для выделения криптона и ксенона из защитной газовой оболочки охлаждаемого натрием реактора мощностью 1000 МВт/75/. Скорость подачи питательного потока равна 0,3 (при норм. Т, Р)/мин. Мембраны толщиной 0,05 мм изготовлены из [c.362]

Системой аварийной программы технологической линии полиэтилена с трубчатыми реакторами (содержащей около 8000 кг этилена под давлением 320—32 МПа при температуре 280°С) предусматривается отсечение системы блоков реакторов 5 высокого давления (320 МПа) остановкой поршневого компрессора II каскада 13 и закрытием клапана 6 (время срабатывания 0,2 с) отделителя высокого давления ОВД закрытием клапанов 2, 4 и 6 системы охлаждения, выделения низкомолекулярного полиэтилена и очистки возвратного газа 12 остановкой этиленового компрессора и закрытием клапанов 4 и 6. [c.76]

Реакторы с псевдоожиженным слоем превосходят трубчатые аппараты по производительности, в них полнее использован общий объем, имеются лучшие возможности отвода реакционного тепла и создания равномерной температуры по всему рабочему пространству. Последнее объясняется тем, что катализатор одновременно является теплоносителем и при постоянном витании в реакторе способствует выравниванию теплового режима аппарата. Однако по той же причине происходит значительное продольное перемешивание реакционной массы, что снижает степень конверсии и селективность процесса. Этот недостаток был преодолен применением каскада подобных реакторов (с возможностью выделения целевого продукта после каждой ступени) или секционированных реакторов. Секционированные реакторы с помощью нескольких распределительных решеток разделены по высоте на несколько частей (секций), причем паро-газовая смесь из каждой последующей секции не смешивается с той, которая находится в предыдущей. [c.522]

Технологическая схема производства полиэтилена при высоком давлении в реакторе змеевикового типа представлена на рис. 6.2. Процесс включает следующие основные стадии смешение исходного этилена с инициатором и рециркулирующим этиленом, сжатие этилена, полимеризацию этилена, выделение полиэтилена, гранулирование и выгрузку полиэтилена. Исходный этилен из газгольдера 1 при 0,8—1,2 МПа поступает в смеситель 2. Сюда же подают инициатор (кислород) и рециркулирующий этилен при низком давлении. Количество инициатора составляет 0,002—0,006% (об.) от исходного этилена. Далее смесь компрессором 3 первого каскада сжимают до 25— 30 МПа. Сжатый этилен поступает в смеситель 4, где смешивается с рециркулирующим этиленом высокого давления. Из смесителя этилен компрессором 5 второго каскада сжимается до 150—250 МПа. После каждой ступени сжатия этилен проходит холодильники и сепараторы (для отделения смазки). Сжатый этилен при 70 °С поступает в реактор 6 змеевикового типа. В реакторе имеются три зоны первая — зона нагревания этилена с 70 до 180 "С вторая — зона дополнительного на- [c.362]

На рис, 260 изображена схема получения аммофоса из предварительно упаренной экстракционной фосфорной кислоты. Насыщение аммиаком производится в трех аппаратах — реакторах с мешалками, через которые реакционная масса протекает последовательно. Для этого они установлены каскадом. Аммиак подается в два первые реактора. В первом реакторе происходит особенно сильный разогрев реакционной массы вследствие выделения тепла нейтрализации. Так как диаммонийфосфат при повышенной температуре (выше 70°) начинает разлагаться, то нейтрализацию в первом реакторе ведут только до образования устойчивого моноаммонийфосфата, до pH = 4,5. При этом фосфорную кислоту нейтрализуют не полностью, а лишь на 80—85% (в расчете на моноаммонийфосфат), ибо полная нейтрализация привела бы к чрезмерному загустеванию пульпы. Во втором реакторе насыщение аммиаком ведут до образования 10—20% диаммоний-фосфата. Так как диаммонийфосфат растворим лучше, чем моно-аммонийфосфат (см. стр. 564), то пульпа остается достаточно подвижной. Из последнего реактора пульпа поступает в шнековый смеситель, где смешивается с, большим количеством (200—350%) высушенного продукта. Из смесителя масса направляется в барабанную вращающуюся сушилку, затем [c.593]

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]

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]

Подвод же реагентов в разные точки реактора или в разные аппараты каскада способствует не только регулированию скорости химического процесса, а следовательно, и скорости выделения тепла при протекании реакций, но и повышению селективности процесса. Как правило, в разные точки подается наиболее реакционноспособный компонент. Секционирование приводит к увеличению средней движущей силы процесса за счет снижения продольного перемешивания и поэтому находит 11аибольшее применение в аппаратах смешения. Секционирование может быть выполнено в одном аппарате путем расчленения его на отдельные составные части, последовательно или параллельно соединенные между собой, либо путем разделения одного реакторного устройства на ряд самостоятельных реакторов, соединенных последовательно, т.е. на каскад реакторов меньшего объема. [c.118]

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]

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]

Существует несколько вариантов производства бишофита из хлормагниевых рассолов бассейной переработки. По одному из них (рис. XI.8) хлормагниевые рассолы из бассейна-хранилища (см. рис. XI.1) направляют в каскад реакторов, снабженных мешалками. Для обессульфачивания рассолов в реакторы подают крепкий раствор хлорида кальция. Полученная суспензия поступает в отстойник, в котором осаждается гипс. Осветленный раствор направляют в каскад испарителей, снабженных погружными горелками. В первом испарителе концентрирование хлорида магния доводят до 33%, Одновременно происходит выделение части примесей, которые отделяют в сгустителе (галит, карналлит, кизерит). [c.186]

Фракция ПО—190 °С подвергается полимеризации в каскаде реакторов в присутствии инициатора — гидроперекиси изо- пропилбензола. Температура полимеризации 90 °С, давление атмосферное, длительность процесса 30 ч. Указанные параметр ры соответствуют оптимальному режиму процесса . Разгонку полимеризатов с выделением полимерных смол и углеводород ной части проводят водяным паром в отпарной колонне 5. С низа колонны смола направляется в кристаллизатор 7, где она охлаждается и затвердевает затем смолу дробят, упако вывают в крафт-мещки и транспортируют с установки. Неза полимеризовавшиеся углеводороды из газосепаратора 6 вместе с фракцией н. к. — 110 °С направляют на каталитическое обла гораживание легкого масла. [c.87]

Полимеризацию в тяжелых углеводородных р-рителях - к-гексане, к-гептане или бензине с т.кип. 80-110 С - проводят при 30 °С в реакторе непрерывного типа с мешалкой и охлаждением или в каскаде из 2-5 реакторов, куца поступают мономеры, очищенные от влаги и полярных р-рителей, и катализатор. Во избежание излишнего повышения вязкости смеси сополимеризацию обрывают при получении р-ра с концентрацией Э.-п. к. 8-10% по массе, для чего добавляют разл. спирты. После частичного удаления непрореагировавших мономеров в р-р вводят антиоксвданты и удаляют катализатор промывкой реакц. смеси водой, этанолом и соляной к-той. После отгонки р-рителя с парами воды (т. наз. метод водной дегазации) вьщеляют каучук иногда выделение из р-ра осуществляют путем осаждения этанолом. [c.500]

После второго реактора парогазовая смесь с температурой 360—370 °С поступает в теплообменник 2, отдает тепло циркулирующему газу и охлаждается до 240—250 °С С этой температурой она поступает в теплообменники каскадов испарителя 1, где охлаждается до 120—130 °С, отдавая тепло фракции БТКС После теплообменников каскада испарения 1 парогазовая смесь поступает в холодильник 7, охлаждается до 25—35 °С и поступает в сепаратор высокого давления 8 В последнем при давлении 3,3—3,6 МПа (33—83 ат) происходит выделение цир куляционного газа, а конденсат с растворенными газами поступает в сепаратор низкого давления [0,2—0,3 МПа (2—3 ат) 1 10 Рафи нат поступает в подогреватель 6 и стабилизационную колонну 11 [c.309]

На рис. 86 изображена схема получения аммофоса из предварительно упаренной экстракционной фосфорной кислоты. Насыщение аммиаком производится в трех аппаратах — реакторах с мешалками,— через которые реакционная масса протекает последовательно. Для этого они установлены каскадом. Аммиак подается в два первых реактора. В первом реакторе происходит особенно сильный разогрев реакционной массы вследствие выделения тепла нейтрализации. Так как диаммонийфосфат при повышенной температуре (выше 70°) начинает разлагаться, то нейтрализацию в первом реакторе ведут только до образования устойчивого моноаммонийфос [c.184]

Хлорирование инициируется УФ-лучами и осуществляется непрерывным способом. Время контакта 20 мин. Хлор через бар-ботер подводят в хлоратор, куда одновременно подают деарома-тизированный керосин. Полученными хлорпарафинами (керилхло-ридом) алкилируют бензол в присутствии комплекса хлористого алюминия с ароматическими углеводородами, выделенными из керосина. Алкилирование проводят в каскаде из двух реакторов. Раствор хлорированного керосина в бензоле (массовое отношение керилхлорид бензол = 1 1,5) из мерника подают в первый реактор, куда одновременно подают каталитический комплекс. Процесс в первом реакторе проводят при 8—10°С. Из этого аппарата реакционная масса самотеком переходит во второй реактор, где поддерживается температура 50 °С. Из второго реактора продукты поступают в отстойник, где отработанный катализатор отделяется от бензольного раствора алкилбензолов. Последний нейтрализуют сухой содой, фильтруют и отгоняют от него бензол. [c.86]

После второго реактора паро-газовая смесь с температурой 360—370° С поступает в теплообменник, где отдает тепло циркуляционному газу, и охлаждается до 240—250° С. С этой температурой паро-газовая смесь поступает в теплообменники каскадов испарения, где охлаждается до 120—130° С, отдавая тепло для подогрева и испарения фракции БТКС. После теплообменников каскада испарения паро-газовая смесь поступает в холодильник, охлаждается до 25—35° С и затем направляется в сепаратор высокого давления. В последнем при давлении 33—36 ат происходит выделение циркуляционного газа, а конденсат с растворенными газами поступает в сепаратор низкого давления, в котором при помощи дросселя поддерживается давление 2—3 ат. Выделяющиеся газы направляются в газопровод коксового газа, а рафинат поступает в подогреватель и стабилизационную колонну, в которой происходит выделение остаточного количества газов, а также сероводорода и аммиака. [c.39]

Стадия хлорщ)ования ФА осуществляется в каскаде трех хлораторов по противоточно схеме. Учитывая изменение скорости реакции хлорирования, температуру в реакторах поддерживают в интервале первый реактор - 60-80°С, второй - 90-Ю0°С, третий - Н0-130°С. Через каждые 23-25 ч реакционную смесь перегружают в последугаций аппарат, а из третьего реактора полученный ТХФА передают на стадию выделения готового продукта. [c.87]

При работе ядерных реакторов на природном уране расходуется лишь очень небольшая часть делящегося материала, и содержание изотопа в облученном горючем составляет 0,60—0,69% (в зависимости от условий и целей эксплуатации ядерных реакторов). После выделения плутония и отделения осколочной активности обедненный уран либо смешивается с обогащенным и по достижении концентрации изотопа равной 0,71%, возвращается в реактор, либо переводится в гексафторид урана и подается в одну из ячеек хвостово части газодиффузионного каскада. В том случае, если в качестве горючего используется слегка [c.291]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология