Реактор одноступенчатый

Технологическая схема одноступенчатого гидрокрекинга с получением преимущественно дизельного топлива из вакуумного газойля в стационарном слое катализатора приведена на рис. У-2. Сырье, подаваемое насосом 1, смешивается со свежим водородсодержащим газом и циркуляционным газом, которые нагнетаются компрессором 8. Газосырьевая смесь, пройдя теплообменник 4 и змеевики печи 2, нагревается до температуры реакции и вводится в реактор 3 сверху. Учитывая большое тепловыделение в процессе гидрокрекинга, в реактор в зоны между слоями катализатора вводят холодный водородсодержащий (циркуляционный) газ с целью выравнивания температур по высоте реактора. [c.47]

Катализаторы конверсии природного газа с водяным паром. Процесс паровой каталитической конверсии природного газа является наиболее распространенным способом промышленного получения водорода. Этот эндотермический процесс обычно осуществляют в трубчатых реакторах с внешним газовым обогревом, Наиболее перспективным и экономичным считается процесс паровой конверсии под давлением 20—30 атм. Однако наибольшее количество публикаций за рассматриваемый период посвящено. не этому варианту процесса, а конверсии природного газа при более низком давлении. Эти материалы касаются, в основном, вопросов усовершенствования данного процесса в его простейшем одноступенчатом и двухступенчатом вариантах, а также возможностей применения новых никелевых катализаторов (табл. 11). [c.34]

Процесс предназначен для гидрообессеривания мазутов и гудронов. Схема процесса одноступенчатая с предварительным реактором, который может быть отключен при значительном увеличении перепада давления, с очисткой циркуляционного газа от сероводорода (рис. 4.5, табл. 4.12). [c.160]

Осевые химические насосы (рис. 5.8). Они предназначены для принудительной циркуляции в выпарных аппаратах, кристаллизаторах, реакторах и других химических аппаратах. Насосы осевы( химические — одноступенчатые с жестким креплением лопастей. Рабочей жидкостью являются агрессивные растворы переменной вязкости с наличием взвесей в виде кристаллов, каучука, бумажной массы. [c.183]

Рис. 23. Относительный выход реакции расщепления в реакторе периодического действия (/) и в одноступенчатом реакторе смещения (2) (расчет проведен для случая, когда = 2,0)

Возможна также постановка оптимальной задачи, в которой требуется определить оптимальное число ступеней в реакторе. Правда, в последнем случае в качестве критерия оптимальности нужно использовать экономические оценки эффективности процесса, включающие стоимость затрат на дополнительное оборудование при увеличении числа ступеней аппарата. Очевидно, что оптимальным в смысле эффективности применения катализатора является ступенчатый реактор с бесконечно большим числом ступеней, так как при этом результирующий температурный профиль реактора приближается к опти-мальному профилю для одноступенчатого реактора идеального вытеснения (см. рис. П1-14). [c.124]

Тогда объем реактора одноступенчатой системы гидрирования (или необходимый объем катализатора) определится из уравнения [c.461]

Уравнение (1 , 33), справедливое для данного частного лучая реакции гидрогенизации диизобутилена в изооктан, слу--кит исходным дифференциально-кинетическим уравнением для определения как объема реактора одноступенчатой системы, так и объема любой ступени многоступенчатой системы гидрирования, осуществляемой в соответствии с технологической схемой, представленной здесь только для двухступенчатой системы (фиг. 47), [c.299]

В реакторах катализаторная пыль отделяется от паров продуктов крекинга в нескольких параллельно включенных одноступенчатых батарейных циклонах. Регенераторы оборудуются двух-и трехступенчатыми циклонами. На фиг. 52 показано расположение двенадцати трехступенчатых циклонов (всего 36) в одном из круп- [c.128]

В реакторе устанавливают обычно одноступенчатые циклоны, а в регенераторе двух- или трехступенчатые. [c.184]

На многих установках модели III реакторы оборудованы не одноступенчатыми циклонами (что характерно для реакторов установок модели II), а двухступенчатыми. Во многих случаях отстойники для тяжелого каталитического газойля были конструктивно объединены с нижней секцией ректификационной колонны. [c.258]

По сравнению с одноступенчатым крекингом, проводимым в одном реакторе обычного типа (процесс в кипящем слое), двухступенчатый крекинг на установке рассматриваемой конструкции дает больше бензина при одном и том же выходе кокса. Это объясняется, в частности, тем, что при двухступенчатом процессе пер- [c.273]

Рис. 1У-6. Графический расчет одноступенчатого (а) и многоступенчатого (б) реакторов (к примеру 1У-3).

Найти к. п. д. ступени и сравнить полученные результаты с данными для одноступенчатого реактора. [c.127]

Следовательно, объем одноступенчатого реактора составляет [c.129]

Определить максимальную концентрацию вещества В при проведении реакции а) в реакторе периодического действия б) в одноступенчатом реакторе смешения непрерывного действия в) в двухступенчатом реакторе смешения непрерывного действия. [c.130]

Таким образом, для одноступенчатого реактора непрерывного действия получим [c.131]

Плотность этой смеси 1,69 кг]м , плотность отработанной смеси 1,65 кг м более подробные данные о плотности можно найти у Хоугена и Уотсона . Сравнить размеры одноступенчатого непрерывнодействующего реактора смешения и проточного реактора вытеснения, если расход кислоты 1810 кг/ч, а толуола 4536 кг/ч. [c.199]

Исследования одноступенчатой паровой конверсии метана в трубчатых реакторах направлены на поиски путей увеличения надежности работы катализатора. [c.34]

Для уменьшения неизбежного в этих условиях сажеобразования в реактор вместе с сырьем вводят ацетаты никеля, калия и магния. Полученный газ направляют на вторую ступень процесса, где на стационарном нанесенном хромовом катализаторе достигается полная конверсия углеводородов и сажи с паром и кислородом. Возможен и одноступенчатый процесс парокислородной конверсии тяжелого нефтяного сырья на стационарном хромовом катализаторе при температуре 1450° С. Сажа, образующаяся в лобовых слоях катализатора, полностью газифицируется в хвостовых слоях примененного контакта. Этот процесс проводят под давлением 30 атм. [c.53]

Для одноступенчатых реакторов характерно расположение внутри аппарата узлов ввода и распределения сырья и катализатора, одно-, двух- или трехступенчатых циклонов со спускными стояками, десорбера, узла вывода продуктов крекинга, системы измерения основных параметров процесса. Отношение высоты аппарата к диаметру, характеризующее объем реакционной зоны и время контакта в ней сырья и катализатора, находятся в пределах (1,4—4,0) 1,0. В качестве примера конструктивного оформления реактора с кипящим слоем на рис. 12 приведен реактор каталитического крекинга установки 43-103. [c.27]

С целью иллюстрации методики применения уравнений (3.7) и (3.8) найдем полный объем а) одноступенчатого реактора смешения, б) двухступенчатого реактора смешения и в) реактора вытеснения при одинаковой производительности, одинаковых расходах реагентов и одинаковых температурах и проведем количественное сравнение полученных объемов. [c.87]

Для случая а (одноступенчатый реактор смешения) соответствующее единственное уравнение материального баланса получается подстановкой уравнений (3.3) и (3.9) в выражение (3.7) [c.87]

Как следует из таблицы, при одинаковой производительности (и прочих равных условиях) одноступенчатый реактор смешения должен иметь объем в 100 раз, двухступенчатый реактор смешения — 7,9 раза, а трехступенчатый реактор смешения--15 3,8 раза больше объема реактора вытеснения, работающего в режиме, близком к идеальному. Однако при низких степенях превращения большие различия в объеме, обусловленные необходимостью компенсации проскока, станут значительно меньше. Так, при 2 = 0,90 одноступенчатый реактор смешения окажется только в 10 раз, а двухступенчатый реактор — в 3 раза больше реактора идеального вытеснения. [c.89]

Одноступенчатый реактор смешения [уравнение (3.12)]. . 100 [c.89]

Раствор этилацетата с концентрацией 1,21 Ю- N и гидроокиси натрия с концентрацией 4,62- 10-2 дг подают со скоростью 3,12 и 3,14 л сек соответственно в непрерывно действующий одноступенчатый реактор смешения. Объем реагирующей жидкости в реакторе равен 6 м . Реакция гидролиза являет- [c.102]

Наименьший выход можно ожидать в одноступенчатом реакторе смешения. Проанализируем причины значительного снижения выхода реакции по сравнению с выходом, достигаемым при периодическом процессе. Рассмотрим последовательность реакций вида [c.110]

Для той же реакции, проводимой в одноступенчатом реакторе смешения, уравнения (4.3) и (4.4) будут иметь вид [c.111]

Отсюда, подставляя полученное выражение в уравнение (4.11), находим следующее выражение для определения максимально возможного выхода в одноступенчатом реакторе смешения [c.112]

Акриловую кислоту можно получить из пропилена либо одноступенчатым прямым окислением, либо двухступенчатым окислениед вначале до акролеина, который или выделяют, или окисляют в акриловую кислоту во втором реакторе (рис. 40). В табл. 15 приведены [c.149]

Таким образом, для проведения реакций полимеризации необходимо сделать выбор ме.жду реактором периодического действия и реактором смешения. В последнем случае желательно применение многоступенчатых реакторов. Некоторые реакции полимеризации, например полимеризация стирола, тетрафтор-этилена и другие реакции, протекают настолько быстро, что, по-видимому, вполне достаточно одноступенчатого реактора смешения. [c.114]

Рис. 31. Процесс в одноступенчатом реакторе смешения при р, соответствующем оптимальному значению

В настоящем параграфе будут рассмотрены обстоятельства, благоприятствующие использованию определенных типов комбинированных реакторов, а именно 1) одноступенчатого реактора смешения, соединенного последовательно с реактором вытеснения, и 2) реактора вытеснения, соединенного с одноступенчатым илн многоступенчатым реактором смешения. [c.128]

Теория одноступенчатой кристаллизации была предложена Брэнсомом, Даннингом и Миллардом [13]. Ими было достигнуто удовлетворительное совпадение теоретически найденного распределения с экспериментальными данными, полученными при использовании небольшого лабораторного кристаллизатора непрерывного действия. Диапазон изменения размеров кристаллов оказался шире, чем при соответствующей кристаллизации в реакторе периодического действия. Этого, по-видимому, и следовало ожидать вследствие явления проскока. В годы войны автор настоящей работы и его сотрудники получили аналогичные результаты при проведении исследования роста кристаллов цик-лонита (Н. О. X.) в кристаллизаторе промышленного типа. Эти результаты опубликованы не были. [c.118]

Такая система (см. схему 111) представлена на рис. 69 кривыми Vi = /in(/ i) и Уг = [п1 Fl), характеризующими зависимость объемов первого и второго реакторов от глубины гидрохлорироваиия пропилена, достигаемой в первом реакторе за однократный процесс (см. расчеты в табл, 108 и 109). Из рассмотрения кривой V l = fill (Fl) следует, что общий характер зависимости реакционного объема первого реактора двухступенчатой системы от Fi подобен аналогичной зависимости V = fi Fi) для одноступенчатого прямоточного реактора. Обе кривые показывают нарастание объема по мере увеличения глубины гидрохлорирования. В точке, соответствующей абсциссе Fi = 0,8, обе кривые сходятся это означает, что химический процесс осуществляется полностью в первом реакторе двухступенчатой системы, а объем второго реактора при этом равен нулю. В остальных точках кривая Vi = /in(Fi) располагается выше кривой V = 1 (Fl), т. е. при равной глубине гидрохлорирования объем, первого реактора двухступенчатой системы больше объема реактора одноступенчатой системы. Такой результат расчетов следует из того, что в одноступенчатой системе отношение количества хлористого водорода к пропилену выше, чем в первом реакторе двухступенчатой системы, между ступенями которой осуществляется противоток, т. е. в этом случае Ri R = 1. [c.314]

Одноступенчатый процесс гидрокрекинш вакуумных ДИС-.. тиллятов проводится в многослойном (до пяти слоев) реакторе с несколькими типами катализаторов. Для того, чтобы градиент темпере тур в каждом слое не превышал 25 °С, между отдельными слоями катализатора предусмотрен ввод охлаждающего ВСГ (квенчинг) и установлены контактно —распределительные устройства, обеспечивающие тепло— и массообмен между газом и реагирующим ПОТС ком и равномерное распределение газожидкостного потока над слоем катализатора. Верхняя часть реактора оборудована гасителями кинетической энергии потока, сетчатыми коробками и фильтрами для улавливания продуктов коррозии. [c.239]

Регенератор имеет несколько групп трехстуиенчатых циклонов, а реактор — параллельно работающие одноступенчатые циклоны. [c.189]

Чтобы избежать этого, применяют ступенчатый адиабатический реактор с промежуточным охлаждением реагирующей смеси между ступенями схематическое изображение аппарата показано на рис. 111-16. На рис. 111-17 приведен также характер изменения температуры реагирующей смеси в таком реакторе. Наличие промежуточного теплообмена между секциями позволяет увеличить температуру реакции на первых ступенях, что обеспечивает высокую скорость реакции при малых степенях превращения и, тем самым, дает возможность существенно уменьшить общий объем реактора, необхо-ДИМ111Й для достижения заданной конечной степени превращения, по сравпеишо с одноступенчатым реактором. Особенно важно. уто для контактно-каталитических процессов, у которых затрат л на катали-зато]з прямо пропорциональны требуемому времени п]1е6ывания реагентов в аппарате для его заданной производительности. [c.123]

Теперь рассчитаем объем одноступенчатого реактора, необходимый для достижения такой же степени превращения. Количество превращенной кис-Л01ы [c.129]

В качестве реактора (рис. 1) используется выносной лифт-реактор 1 с многофорсуночной системой впрыска сырья 12, который заканчивается поворотным прямоугольным коленом. Для быстрого отделения катализатора от продуктов крекинга и исключения возможного излишнего углубления процесса крекинга на выходе из лифт-реактора установлены двухступенчатые циклоны 4. В верхней части сепаратора 8 для удаления из продуктов крекинга катализаторной пыли расположены одноступенчатые циклоны 3. Отработанный катализатор поступает в отпарную секцию 9, где водяным паром отпариваются захваченные им углеводороды. Далее по стояку б катализатор поступает в регенератор 2 для регенерации. [c.5]

В промышленной практике находят применение несколько типов реакторов реакторы с кипяпщм слоем катализатора (одноступенчатые, ступенчато-противоточные, с секционирующими вставками) и лифт-реакторы с разбавленной фазой катализатора в транспортной линии. [c.26]

Эффективнее иное сочетание трубчатого реактора и колонны [87, 88]. Сырье подается в колонну, а полупродукт из колонны — в трубчатый реактор. По такой схеме трубчатый реактор используется на конечной стадии окисления, когда имеет место недостаточно полное использование кислорода воздуха в колонне. Включение же менее энергоемкой колонны (что рассматривается ниже) в схему снижает общие энергетические" затраты. Так, при получении дорожных битумов по двухсту пенчатой схеме затраты пара, электроэнергии и топлива примерно на 25% ниже по сравнению с затратами при одноступенчатой схеме окисления в трубчатом реакторе [87]. Преимущества двухступенчатой схемы еще более заметны при производстве строительных битумов [72]. [c.67]

Мгновенный выход измеряли в небольшом одноступенчатом реакторе смешения. В такой системе мгновенный выход, типичный для условий работы аппарата, равен экспериментально определяемому суммарному выходу, что следует из уравнения (4.22) (Ф =ф1), хотя достаточно очевидно и так. Выход опре-деля.111 в большом числе опытов, каждый из которых соответст-вова. 1 различным стационарным условиям в реакторе. Значения наносили на график в функции от о (весовое отношение гексамина к азотной кислоте при постоянных значениях температуры и начальной концентрации кислоты). Такая кривая для температуры 25° С показана на рис. 29, из которого видно, что с возра-.станием р, т. е. с увеличением разбавления кислоты, значение ф вначале несколько возрастает, а затем резко падает. Очевидно, существует определенная оптимальная концентрация кислоты, по-видимому, более низкая, чем принятая за исходную в рас- [c.124]

При реализации других процессов ф может плавно умень-щаться по мере протекания реакции, не проходя через максимум. В этом случае в реакюре периодического действия или в реакторе вытеснения выходы будут выще, чем в реакторе смещения любой модификации. Если по каким-либо соображениям приходится использовать последний, то желательно в разумных пределах увеличить число последовательно соединенных аппаратов. Напротив, если по мере протекания реакции ф непрерывно возрастает, то следует предпочесть одноступенчатый реактор смешения, когда увеличение выхода является решающим соображением. С целью уменьшения потерь щ результате проскока на практике может оказаться необходимым применение двух или более последовательно соединенных аппаратов. Однако и в этом случае первый аппарат должен быть много больше других, чтобы на начальной стадии процесса реакционная масса могла разбавляться максимально длительное время. [c.128]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология