НЕФТЬ-ГАЗ ЭЛЕКТРОННАЯ БИБЛИОТЕКА
На главную >>


Теперь на нашем сайте можно за 5 минут создать свежий реферат или доклад

Скачать книгу целиком можно на сайте: www.nglib.ru.

Предложения в тексте с термином "Гд"

поступают в карбонилообразователь /, где при температуре 170 °С и давлении 30 МПа происходит образование карбонилов кобальта.

Раствор катализатора после карбонилообразователя смешивается с изобутиленом и подается в реактор гидроформилирования 2, где при температуре 150—155 °С происходит образование альдегидов С6.

Продукты конденсации из реактора направляются в отстойник 8, где происходит их расслаивание.

Формальдегид, пропионовый альдегид и водный раствор NaOH поступают в реактор с мешалкой /, где при температуре 30—50 °С происходит образование метриола.

Продукты конденсации из реактора поступают в нейтрализатор 2, где избыток щелочи нейтрализуется серной кислотой до рН = б-:-?

Нейтрализованный раствор продуктов конденсации стекает в отстойник 3, где жидкие продукты отделяются от шлама.

Экстракт поступает в ректификационную колонну 7, где отгоняется растворитель.

Пары конденсируются в холодильнике и поступают в отстойник 7, где происходит расслаивание.

Из реактора смесь направляется в ректификационную колонну 4, где отделяется непрореагировавший изомасляный альдегид, который возвращается в процесс.

Нагретая реакционная смесь поступает в ректификационную колонну 2, где Дициклопентадиен отделяется от остальной части фракции С5.

Ском-примированный газ подается в систему конденсации 10, где в качестве хладагента последовательно применяются вода и кипящий пропан.

Несконденсированный продукт направляется в абсорбер 11, где основное количество растворенных углеводородов С4 и С6 извлекается с помощью смеси углеводородов Св—С12.

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.

Реакционная смесь, состоящая из жирных спиртов, непрореагировавших эфиров, избыточного водорода, катализатора и метилового (или бутилового) спирта, поступает в горячий сепаратор 2, где происходит разделение жидкой и газовой фаз.

Смесь сырья с перегретым водяным паром поступает в один из реакторов 3, где процесс дегидрирования протекает при 550—650 °С.

показана одна), где отделяется примерно 85% катализатора.

Далее продукт поступает на блок экстрактивной ректификации, где происходит четкое отделение целевого диена от алкеновой фракции,

Промывная вода из колонны // поступает на колонну 12, где в качестве погона Отбирается смесь ацетальдегида и этанола, возвращаемая на синтез.

Эфирно-альдегидный конденсат из рассольного конденсатора 5 объединяется с близким по составу погоном колонны 15 и направляется на водную отмывку на колонне 20, где с помощью фузельной воды из колонны 16 происходит извлечение этанола и ацетальдегида.

Сырье под давлением 32 МПа подается в паровой подогреватель 2, где нагревается до 80—120 °С, и затем смешивается со свежим и циркулирующим водородом, нагретым в теплообменнике 5 до 200 Сив трубчатой печи 5 до 300 С.

Для олефинов различного строения экспериментальные зависимости константы скорости реакции Принса k от функции кислотности Гаммета Я0 аппроксимируются прямыми линиями, выражающими известное соотношение: где &0 — значение k при Я„ = 0.

Исходный формалин, содержащий 8—12% метанола, поступает на ректификационную колонну 1, где в качестве погона отбирается метанол, а из куба выводится продукт с содержанием метанола менее 1%.

Нейтрализованный водный слой поступает в экстракционную колонну 4, где происходит извлечение части растворенных органических веществ с помощью свежей С4-фракции.

Рафинат из колонны 4 поступает в ректификационную колонну 5, где в качестве погона отбираются неизвлеченные летучие органические вещества (ТМК, ДМД, метанол).

Кубовый продукт колонны 10 поступает на колонну 11, где под вакуумом ДМД в смеси с ТМК отделяется от смеси ВПП.

Отмытый продукт направляется на ректификационную колонну 6, где изобутилен и изопрен с примесью некоторых низкокипящих продуктов отделяются от ДМД и других менее летучих веществ.

Кубовый продукт колонны 11 подается в вакуумную колонну 12, где возвратный ДМД отгоняется от «зеленого масла».

Поток сконцентрированного формальдегида поступает в смеситель 4, где он смешивается с водным слоем реакционной жидкости, выходящим из реактора 5.

Органическая фаза из реактора 5 направляется на колонну 6, где в качестве погона отбирается отработанная С4-фракция совместно с ТМК и небольшим количеством ДМ Д.

СН3 где al = 1/3А1.

Кубовая жидкостА из колонны возвращается в реактор, пройдя колонну 4, из которой выводится из* быточное по балансу количество олигомеров, в основном 2,4-диметил-1-гептена» Погон колонны 3 направляется на систему колонн 5—7, где из него последо** вательно отгоняется возвратная ППФ, промежуточная фракция и, наконец, 2-метил-1-пентен.

Верхняя органическая фаза поступает на систему колонн 13 и 14, где в качестве погона первой из них отбираются низкокипящие примеси, а на второй — целевой продукт — изопрен.

Широкая фракция спиртов направляется в отпарную колонну 12, где при 90—130 °С и остаточном давлении 800—933 Па (60—70 мм рт.

Далее продукты реакции поступают в газосепаратор 3, где давление дросселируется до атмосферного.

Последний частично в виде димера содержится в продуктах коксования каменного угля, а также во фракциях С5 пиролиза нефтепродуктов, где его концентрация обычно составляет 10—20%.

Парафины подают в реактор 1, а свежий хлор вводят противотоком в реактор 3, где он взаимодействует с предварительно хлорированными парафинами.

Погон колонны 2 и свежий этилен сжимают в компрессоре 3, подогревают и подают в реактор гидрохлорирования 4, заполненный катализатором, где 50— 80% этилена и хлористого водорода реагируют в паровой фазе при повышенной температуре.

Поток из реактора направляется в скруббер у-бутиролактона, где происходит разделение жидких и газообразных продуктов.

Сырой хлористый этил направляют на дистилляцию, где сначала отгоняются тяжелые фракции, а затем — легкие.

Очищенный дихлорэтан направляют в печь 6, где происходит пиролиз при повышенных температуре и давлении.

Смесь симметричного и несимметричного тетрахлорэтана поступает в печь пиролиза, где получают трихлорэтилен и хлористый водород.

Хлористый водород подают в трубу газлифта реактора, где он поглощается катализатором, представляющим собой солянокислый водный раствор хлористой меди и хлористого железа следующего состава [в % (масс.

Из нижней части абсорбера 9 жидкие продукты реакции направляют в отпарную колонну 13, где нитропарафины вместе с альдегидами и кетона-ми, образовавшимися при гидролизе оксимов, отгоняют от абсорбента, который возвращают в цикл.

Далее были найдены системы WCl,-f C4H9Li; LA(NO)2 М, где М—Mo, W; L — Ph3P, C5H5N, PhPO.

Известны модификации процесса, где для синтеза A1R3 используются а-олефины.

Горячие реакционные газы из контактного аппарата направляются в теплообменник 13, где их теплота используется для подогрева водорода.

Гидрирование ацетофенона до ароматического спирта имеет важное значение при производстве стирола и окиси пропилена, где в качестве побочного продукта получается ацето-фенон, который после гидрирования превращается в метилфенилкарбинол и далее перерабатывается в стирол.

где выделяется растворенный водород, сбрасываемый в систему топливного газа.

Как правило, заявку подают в патентное ведомство, где она регистрируется, и предлагаемое изобретение получает приоритет.

В томах с 1 по R нефтехимическая тематика отражена в группах 4 — «Нефтехимия», 5 — «Химия органических соединений», 6А — «Химическое оборудование», В томе V введена новая классификация, где все объекты разделены на группы, обозначаемые прописнцми латинскими буквами.

Продукты крекинга с верха колонны 5 поступают в сборник 6, где происходит отделение газообразных компонентов (Hs, Cj—C8).

Циклогексанол-ректификат под избыточным давлением азота (10—15 кПа) подают через фильтр 1 в подогреватель 2 типа «труба в трубе», где он нагревается до 100—110°С.

По выходе из контактного аппарата продукты реакции поступают в конденсатор 7 и далее в сепаратор 8, где конденсат (циклогексанон-сырец) отделяется от водорода.

I» /\ Ч/ где М — металлические центры, К — кислотные.

СН3С=СНСН3 +± СН3СНСН2СНз где М — металлические центры, К — кислотные.

СН3ССН3+СН3СН2СН2СН3 :Д= CH3CHCH3-t-CH3CHCHaCH4 где К — кислотные центры.

Из последней колонны очищенный 2-метил-1-пентен поступает в реактор изомеризации 7, где в присутствии катализатора кислотного типа при 250 °С, атмосферном давлении и объемной скорости 0,15—0,5 ч"1 осуществляется вторая стадия процесса.

С верха колонны дистиллят попадает в жидкостной сепаратор 4, где происходит отделение углеводородов от воды.

Подготовленное сырье смешивают с водородом, нагревают в печи / и направляют в реактор 2, где происходит насыщение ароматических и алкеновых компонентов и изомеризация линейных алканов в изоалканы.

Сырье, подвергнутое гидроочистке и осушенное, подают в колонну /, где от него отгоняют изопентан.

Сырье после гидроочистки смешивается с водородом, проходит теплообменник, затем печь, где нагревается до необходимой температуры и попадает в реактор.

Контактный газ конденсируется в холодильнике, и конденсат поступает в систему из трех ректификационных колонн, где последовательно отгоняются непревращенная окись пропилена (возвращается в производство), пропионов-ый альдегид,

На промышленных предприятиях, где А1С13 вносится непосредственно в реакционную зону, катализатор образуется в условиях проведения процесса.

Очищенный поток олефина смешивается с частью смеси свежего и рециркулирующего бензола и поступает в алкилатор, где поддерживается температура 200—250 °С и давление 3,0—3,5 МПа.

Остаток из куба колонны 4 поступает в колонну выделения товарного ИПБ 5, где производится отделение последнего от ди- и полиизопропилбензолов, которые либо сжигают, либо направляют на специальную установку трансалкилирования.

ДЯ = tft ДЯ1 + #2 ДЯг -] ----- \-N{ &Hi где ДЯ — общий тепловой эффект реакции алкилирования изобутана смесью олефинов; ДЯ^ ДЯг,.

где ДЯ!

)] по эмпирическим уравнениям: где W-, — растворимость углеводородов в HF; W2 — растворимость HF в углеводородах; Т — температура, К; А, В — константы.

*-Xi (Mi — 16)1 кДж/кг М„ [ 4-1 MI J где Мп — средняя молекулярная масса сырья; MI — средние молекулярные массы продуктов; Х{ — выходы продуктов, в долях от массы сырья.

_______ где т — скорость реакции; k — константа скорости реакции; рд, /7Hj — парциальные давления; 6д, 6Н — адсорбционные коэффициенты.

Из верхней части колонны 9 через холодильник 10 газообразные углеводороды выводятся в сепаратор 11, где разделяются на «сухой» газ (преимущественно метан и этан) и «жидкий» газ (про-пан-бутановая фракция).

Широкое промышленное внедрение процесса каталитического риформинга в Советском Союзе связано с работами ВНИИНЕФТЕХИМА, где Г.

MA aGp — G°p + 56-103 - Ц= - — МР где • — ДЯР — тепловой эффект риформинга, кДж/кг; а — выход катализата, масс, доли; GA, G/y, GP — содержание ароматических, нафтеновых и парафиновых углеводородов в катализате, масс, доли; GA, GJy, Cp — содержание тех же групп углеводородов в сырье, масс, доли; MA, MN, Мр — средняя молекулярная масса групп углеводородов в сырье.

Так, для трехреакторного блока распределение катализатора выбирается в пределах от 1 : 2 : 4 до 1 : 3 : 7 и объемная скорость в первой ступени риформинга, где в основном идет дегидрирование циклогексана и его гомологов, составляет 14 — 22 ч~1.

103 pAL где р — плотность сырья, кг/м3; Н2 — концентрация водорода в циркуляционном газе, % (мол.

Наиболее многочисленны процессы и установки риформинга со стационарным слоем катализатора, где условия процесса выбраны таким образом, чтобы обеспечить длительность межрегенерационного цикла 0,5—1 год и более.

Отделение стабилизации включает от 1 до 4 колонн, где продукты реакции разделяются на катализат с заданным давлением паров, сжиженный газ С3—С4 и сухой газ (преимущественно Cj—С2).

Реактор IV ступени, где в условиях риформинга происходит максимальное коксообразование, расположен отдельно.

Из последнего реактора катализатор поступает в бункер-накопитель, где отделяется от пневмоагента.

Из бункера-накопителя катализатор периодически ссыпают в регенератор, где в неподвижном слое проводится окислительная регенерация, а в случае необходимости — иные операции по подготовке катализатора к работе в цикле реакции.

Промытый оксидат направляется в омылитель 5, где проводится частичная нейтрализация наиболее реакционноспособных кислот 24%-ным раствором соды.

Из печи расплавленное масло после снижения давления от 2,45 до 0,22 МПа и охлаждения поступает в сепаратор 10, где происходит отделение газообразных продуктов разложения, СО2 и «вторых неомыляемых» от расплавленного мыла.

Жидкую фазу из сепаратора вместе е конденсатом от охлаждения отходящего раза подают в колонну стабилизации, где отгоняются легкие компоненты, а товарный цикло-гексав выводится как кубовый продукт.

Отработанный воздух поступает в турбодетандер 5, где охлаждается до —60 °С.

Дистиллят после охлаждения поступает в омылитель 4, где он обрабатывается 10%-ным раствором едкого натра.

Оксидат из отстойника 4 вместе с частью реакционной воды направляется в омылитель 5, где при температуре 90 °С омыляется 20%-ным раствором едкого натра в течение 2 ч.

Отработанный газ, содержащий летучие продукты окисления, из реактора поступает в дефлегматор 2, где эти продукты частично конденсируются, а затем направляется в контактную печь для дожигания.

CH3-C-R I ООН где R — метил или этил.

Оксидат с низа реактора поступает в отпарную колонну 3, где происходит отделение непрореагировавшего толуола от бензойной кислоты, собирающейся в емкости 4.

Расплавленная бензойная кислота из емкости 4 смешивается с катализатором и подается в реактор 5, где под воздействием воздуха и водяного пара при температуре 220 °С происходит комплекс превращений, завершающийся в течение нескольких минут.

Уксусная кислота направляется в кристаллизатор 6, где происходит дополнительная перекристаллизация терефталевой кислоты.

Сырье, выходящее из третьего реактора, отдает теплоту потоку, направляемому в первый реактор, и поступает в сепаратор, где отделяется от газа.

остальная часть под давлением передается в отпарную колонну, где отделяются легкие растворимые углеводороды.

Отработанный раствор подается в реактор окисления 2, где контактирует с воздухом или кислородом, и после завершения регенерации поступает на стадию синтеза.

Органический слой из отстойника 9 направляют для удаления воды в колонну 10, из которой смесь продуктов поступает в ректификационную колонну 11, где отгоняется чистый винилацетат.

нагревается до 290—310 °С в теплообменнике 8 и поступает во второй реактор 2, где процесс дегидратации идет до степени превращения МФК ^равной 90%.

Оксидах поступает в первую ректификационную колонну, где от него отделяются легкокипящие продукты.

Реакционный газ пропускается через подконтактный трубчатый холодильник 4, где охлаждается до 140 °С за счет испарения воды в межтрубном пространстве.

Реакционный газ с температурой 310—330 °С направляется в двухсекционный теплообменник 2, где охлаждается до 140 °С, после чего поступает в куб абсорбционной колонны 3.

Примерно одна треть газов после абсорбера с температурой 20 °С отправляется в так называемый дожигатель 4, где происходит окисление СО и следов формальдегида до СО2.

Далее газ поступает в основной скруббер 4, где окись этилена улавливается водой.

Первоначально в качестве окислителя использовался кислород воздуха, а после усовершенствования процесса применяется чистый кислород, что явилось экономически более выгодным, особенно для тех предприятий, где кислород используется в больших количествах.

25), в котором окисление проводится последовательно в двух контактных аппаратах 7 и 2 с неподвижными слоями катализаторов, представляющих смесь окислов поливалентных металлов, где основным является молибден.

Реакционные газы без разделения поступают во второй контактный аппарат 2, где при 200—300 °С происходит окисление акролеина в акриловую кислоту.

Газы после аппарата 4 проходят теплообменник 1, холодильник 2 и направляются в сепаратор 5, где из них выделяется часть малеинового ангидрида.

Контактный газ проходит теплообменник 3 и холодильник и при 170 °С подается в ребристые конденсаторы-вымораживатели 5, где при 70 °С из газа выделяется в твердом виде фталевый ангидрид.

Далее смесь, содержащая следы фталевого ангидрида, нафтохинон, малеиновый ангидрид, СО2, О2 и N2, проходит через водный скруббер 6, где улавливаются растворимые в воде продукты реакции; непоглощенный газ выбрасывается в атмосферу.

Gobain разработали процесс, где стадию окисления ксилоловоздушной смеси проводят на неподвижном слое катализатора при концентрации о-ксилола 1,2% (об.

1) зависит от концентрации кислоты и коррелируется с кислотностью среды ha по Гаммету: г = kC01,hu где k — константа скорости реакции; Сол — концентрация олефина.

Раствор, содержащий этилсерную кислоту, диэтилсульфат и непрореагировавшую серную кислоту, из нижней части реактора / поступает в холодильник 2, там охлаждается до 50°С, дросселируется до 0,7—0,9 МПа и направляется в гидролизер 3, где смешивается в инжекторе с водой, отделенной при ректификации этилового спирта.

Отходящую из колонны парогазовую смесь подают в нейтрализационно-отпарную колонну 5, где обрабатывают 5%-ной щелочью и направляют через холодильник 2 в сепаратор 6 для отделения растворенных газов.

Экстракт, к которому предварительно добавлено небольшое количество воды, вводят в верхнюю часть многоступенчатой десорбционной колонны, где смесь паров воды и спирта отдувают движущимся снизу потоком газа — пропан-про-пиленовой фракцией.

Освобожденная от изобутилена фракция поступает во вторую установку, где бутены взаимодействуют с 85%-ной H2SO4.

103 62,5-10" где Р — давление в системе, МПа, Т — температура, К.

Газ из сепаратора 10 через теплообменник 2 и холодильник 11 поступает в сепаратор 12, затем в скруббер 13, где из него при температуре 40 °С фузельной водой отмывается несконденсировавшийся спирт.

Водно-спиртовый конденсат из сепаратора высокого давления 6 и этанольного скруббера 7 поступает в колонну 10, где выделяются эфир и углеводороды, которые возвращаются в процесс вместе с рециркулнрующим этиленом.

Из нижней части реактора 1 реакционная масса поступает в сепаратор высокого давления 2, где отделяется большая часть газа, возвращаемая в реактор.

Полученную массу подают на фильтр 7, где товарный продукт отделяют от отработанного адсорбента.

При развитой поверхности контакта водной и углеводородной фаз скорость реакции описывается уравнением: где Р — коэффициент растворимости олефина; рол — парциальное давление олефина; С — степень диссоциации хлора в растворе; k — константа скорости реакции.

Для эффективных модифицированных кобальтовых катализаторов характерна формула HCo(CO)3PR3, где R = Alk.

Наиболее эффективны соединения типа HRh(CO) (PR3)3, где R = Ph, PhO, AlkO.

Продукты гидроформилирования в сепараторе 3 отделяются от непрореагировавшего синтез-газа и поступают на окислительную декобальтизацию в колонну 4, где они контактируют с воздухом при температуре 30 — 60 °С и давлении 0,2 — 0,4 МПа.

Дистиллят колонны (смесь масляных альдегидов и воды) отводится в емкость 8, где происходит ее расслаивание.

Декобальтизованный продукт после фильтра поступает на испаритель 7, где под вакуумом (остаточное давление 20 мм рт.

Продукты реакции в отстойнике 3 отделяются от катализатора и поступают в емкость 4, где промываются водой от остатка кислого катализатора.

Раствор нафтената кобальта в кубовом продукте и синтез-газ поступают в карбонило-образователь 1, где при 180 °С происходит образование карбонилов кобальта.

Продукты декобальтизации отделяются в сепараторе 5 от отработанного воздуха и направляются на испаритель 6, где происходит отделение жидких продуктов от раствора катализатора в высококипящих компонентах.

Кубовый продукт колонны 7 поступает на колонну 8, где в виде дистиллята отводится этиловый спирт.

С верха колонны 5 отбирается непрореагировавший метанол, а кислота-сырец подается в колонну 6, где выделяется товарная уксусная кислота.

где реакция доходит до конца) и далее — в сепаратор 3.

Значения констант скорости реакций при мольном соотношении вода/окись этилена не менее 2 определяются следующим уравнением: /fa = i/27C2 = г/гК3 = 0,048- Ю8 [Н2О]§ ехр (-------^— } м3/(кмоль-с) где Ki, Кг, Kg — константы скорости реакции образования соответственно этиленгликоля, диэтиленгликоля, триэтиленгликоля; [Н2О]0 — исходная концентрация воды, кмоль/м3.

Темкина: где С0 — концентрация аммиака в исходной смеси, % (об.

V = KS0-56 где V — скорость подачи газов на 1 см2 сетки, л/ч; К — эмпирическая константа, л/ч; S — геометрическая поверхность сеток, см2.

Продукты реакции, выходящие из реактора 4 с температурой 950—1000 °С, поступают в котел-утилизатор 5, где охлаждаются до температуры 300 °С.

После котла реакционные газы проходят через холодильник 6, где охлаждаются до 80—100 °С, и затем промываются в абсорбере 7 раствором серной кислоты с целью улавливания непрореагировавшего аммиака.

Суммарная скорость превращения пропилена описывается уравнением: где k — константа скорости реакции; С — концентрация пропилена.

Продукты реакции после реактора / поступают в абсорбер 2, где при 80— 100 °С раствором серной кислоты улавливается непрореагировавший аммиак и образуется 30 — 35% водный раствор сульфата аммония.

Исходное сырье —> смесь воздуха, аммиака и л<-ксилола — поступает в реактор с псевдоожиженным слоем катализатора /, где происходит образование динитрила изофталевой Кислоты.

Суспензия динитрила в реакционной воде вместе с толунитри-лом, непрореагировавшим ксилолом и другими жидкими продуктами поступает в центрифугу, где промывается n-ксилолом.

Продукты реакции проходят теплообменник, где отдают часть своего тепла сырьевой смеси, а затем поступают в специальный сепаратор 2\ там осуществляется отделение динитрилов фталевых кислот от газообразных продуктов.

Гидрогенизат после реактора проходит фильтр, где отделяется от катализатора и поступает в колонну 5 для регенерации аммиака и растворителя.

Продукты реакции проходят последовательно теплообменник обратных потоков, где используется часть тепла экзотермической реакции для нагрева сырья, конденсатор-холодильник и затем поступают в сепаратор 2, из верхней части которого периодически осуществляют сдувку инертных газов (СО, Н2> N2 и др.

охлаждаются, конденсируются в холодильниках 4 и поступают в отпарную колонну 5, где при давлении 0,4—0,5 МПа от воды отгоняются непрореагировавший аммиак и смесь метиламинов.

Водный раствор моно- и диметиламинов (25—35%) вытекает снизу из колонны 8 и поступает в отпарную колонну 9, где амины отгоняют от воды; последнюю после охлаждения направляют в колонну 8.

Этанол и аммиак испаряют в подогревателе 1, а их пары смешивают с водородом; образующуКюя смесь пропускают через теплообменник 2, перегреватель 3 в реактор 4, где протекает реакция синтеза моно-, ди- и триэтиламинов.

Жидкие продукты реакции после прохождения реактора дросселируются и поступают в колонну 3, где отгоняется избыток диметиламина, и направляется в рецикл.

В колоннах 2 к 3 протекает реакция термического аммонолиза жирных кислот в амиды и нитрилы; последние вместе с парами воды и избыточным аммиаком проходят теплообменник /, перегреватель 4, где нагреваются до 360 °С, и поступают в трубчатый реактор 5, наполненный активной окисью алюминия.

агентом (по-видимому, раствором щелочи) и поступает в реактор 7, где гидрируется в толуилендиамин в среде органического растворителя и в присутствии суспензированного катализатора.

Рафинированный толуилендиамин, выделяемый из продуктов реакции верхним погоном колонны 13, поступает в форконтактор 19, где он растворяется в о-дихлорбензоле и обрабатывается сухим хлористым водородом, поступающим со стадии фосгенирования из абсорбера 17.

Получаемая суспензия дигидрохлорида толуилендиамина в о-дихлорбензоле направляется затем в реактор 20, где фосгенируется при повышенной температуре с получением толуилендиизоцианата и хлористого водорода.

Раствор толуилендиизоцианата вытекает снизу из реактора 20, проходит отпарную колонну 21, где продувается азотом с целью удаления остатков фосгена и хлористого водорода, и затем поступает на разделение в систему вакуумных ректификационных колонн 22, 23 и 24, на которых последовательно отгоняются о-дихлорбензол, промежуточная фракция и товарный толуи-лендиизоцианат.

Образующиеся продукты после реактора поступают в сепаратор, где разделяются на две фазы.

Нижний слой — раствор сульфата аммония — отделяют декантацией и направляют в регенерационное отделение, где испаряют под вакуумом воду и получают кристаллический сульфат аммония, используемый в качестве удобрения.

Охлажденные газы перед выбросом в атмосферу проходят через адсорбер с активным углем, где улавливаются следы углеводорода.

Молекулярномассовое распределение а-олефинов, получаемых в процессе олигомеризации, при повышенных температурах, подчиняется уравнению: где X (р) — мольная доля олефина со степенью полимеризации р; р" — отношение скоростей реакций вытеснения и роста.

По двухстадийной схеме триэтилалюминий вводят в реактор роста, где в результате взаимодействия его с этиленом при температуре 100 °С и давлении 9 МПа образуются высшие алюминийалкилы.

Последние поступают в следующий реактор, где происходит вытеснение высших олефинов с одновременной регенерацией катализатора.

Этилен и разбавленный раствор триэтилалюминия в инертном растворителе вводят в реактор олигомеризации, где при 200 °С и 20—28 МПа протекает синтез высших а-олефинов.

Затем смесь полученных олефинов поступает на ректификацию, где выделяются узкие фракции продуктов.

Легкие олефины направляются в реактор (3) — в секцию вытеснения, где в результате взаимодействия с высшими алюминийалкилами, покидающими секцию «достройки» реактора, образуется смесь соответствующих низших алюминийалкилов (4) и целевых олефинов.

Первые после 4 поступают в секцию «достройки», где путем присоединения этилена доращиваются до алюмининалкилов с требуемым числом атомов углерода.

Дистиллят собирается в емкость 2, где происходит расслаивание продуктов.

Кубовый продукт колонны 5 отводится в испаритель 6, где отгоняется сумма ди-меров и тримеров и концентрация катализатора доводится до требуемого уровня.




Главный редактор проекта: Мавлютов Р.Р.
oglib@mail.ru