RU2085279C1 - Reactor for catalytic processes with exo- and endothermic effects - Google Patents
Reactor for catalytic processes with exo- and endothermic effects Download PDFInfo
- Publication number
- RU2085279C1 RU2085279C1 RU93039632A RU93039632A RU2085279C1 RU 2085279 C1 RU2085279 C1 RU 2085279C1 RU 93039632 A RU93039632 A RU 93039632A RU 93039632 A RU93039632 A RU 93039632A RU 2085279 C1 RU2085279 C1 RU 2085279C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- catalyst
- sections
- reactor
- heat
- exchange elements
- Prior art date
Links
Images
Landscapes
- Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к конструкциям реакционных устройств со стационарным слоем шарикового катализатора и циклической сменой стадий процесса, может быть использовано в установках каталитической переработки углеводородного сырья в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленностях. The invention relates to designs of reaction devices with a stationary ball catalyst layer and cyclic change of process steps, can be used in installations for the catalytic processing of hydrocarbon feedstocks in the oil refining and petrochemical industries.
Известная конструкция кожухотрубчатого реактора, служащего для проведения в нем процессов с экзо-, эндотермическими эффектами. Катализатор находится внутри трубного пучка, а подвод (отвод) тепла к нему на стадиях процесса достигается подачей в межтрубное пространство нагревающего (охлаждающего) агента [1]
Недостатки предлагаемой конструкции связаны с трудностью регулирования температуры по высоте слоя катализатора. Особенно это сказывается на проведение процессов, для которых характерно локальное охлаждение (разогрев) участков слоя катализатора, или в случае когда тепловой эффект реакции существенно меняется по высоте слоя катализатора.The known design of a shell-and-tube reactor, which is used to carry out processes with exo-, endothermic effects in it. The catalyst is located inside the tube bundle, and the supply (removal) of heat to it at the stages of the process is achieved by supplying a heating (cooling) agent to the annulus [1]
The disadvantages of the proposed design are associated with the difficulty of controlling the temperature along the height of the catalyst layer. This especially affects the carrying out of processes that are characterized by local cooling (heating) of sections of the catalyst layer, or in the case when the thermal effect of the reaction varies significantly along the height of the catalyst layer.
Частично вопросы перераспределения тепла по высоте слоя катализатора можно решить путем секционирования трубного пучка решетками, расположенными в межтрубном пространстве и ступенчатым вводом (выводом) теплоносителя [2]
Однако такой способ при наличии участков слоя катализатора с локальным охлаждением (разогревом) (при проведении стадий процесса со значительными эндо- и экзотермическими эффектами), их передвижением в течении стадий процесса вдоль слоя катализатора требует усложнения конструкции реактора и систем регулирования (изменение параметров и расходов теплоносителя в каждую из секций, трудность замера температуры катализатора в трубном пучке). В вышеприведенных конструкциях необходимо предусматривать специальные меры для компенсации линейного расширения трубного пучка и корпуса реактора от неравномерного нагрева различных элементов.Partially, the problems of heat redistribution along the height of the catalyst layer can be solved by sectioning the tube bundle with gratings located in the annular space and step input (output) of the coolant [2]
However, this method in the presence of sections of the catalyst layer with local cooling (heating) (during the process stages with significant endo- and exothermic effects), their movement during the process stages along the catalyst layer requires complicating the design of the reactor and control systems (changing the parameters and flow rates of the coolant in each of the sections, the difficulty of measuring the temperature of the catalyst in the tube bundle). In the above structures, special measures must be provided to compensate for the linear expansion of the tube bundle and reactor vessel from uneven heating of various elements.
Наиболее близкой к изобретению является конструкция трубчатого реактора [3] в котором катализатор расположен в межтрубном пространстве, а теплоноситель поступает в трубчатые теплообменные элементы типа "труба в трубе". Вход и выход теплоносителя в элементы осуществляется через распределительные камеры, выполненные в виде двух трубных решеток в верхней части реактора. Теплоноситель входит в первую распределительную камеру и первоначально движется по внутренним трубам малого диаметра, выходит в их конце в трубы большого диаметра. Теплообмен с катализатором происходит при обратном движении теплоносителя в межтрубном пространстве коаксиально расположенных труб. Теплоноситель после прохождения вышеописанных теплообменных элементов выходит через распределительную камеру из реактора. Внешняя поверхность наружных труб может иметь продольное оребрение элементами различной формы. Все теплообменные трубы имеют одну и ту же длину, а равномерность распределения теплоносителя между ними происходит за счет гидравлического сопротивления потоку от его движения в трубном и межтрубном пространстве теплообменных элементов. Контроль за изменением температуры по высоте слоя катализатора достигается установкой многозонной термопары в слое катализатора. Такой принцип успешно использовался при проведении процесса каталитического крекинга на шариковой стационарном слое катализатора при наличии циклических стадий крекинга и окислительной регенерации, для синтеза аммиака и метанола. В ней удачно решаются проблемы температурной компенсации удлинения трубного пучка. Closest to the invention is the design of a tubular reactor [3] in which the catalyst is located in the annulus and the coolant enters the tube-in-tube type tubular heat exchange elements. The coolant enters and exits into the elements through distribution chambers made in the form of two tube sheets in the upper part of the reactor. The coolant enters the first distribution chamber and initially moves through the inner pipes of small diameter, leaves at their end into large diameter pipes. Heat exchange with the catalyst occurs during the reverse movement of the coolant in the annular space of coaxially located pipes. After passing through the above-described heat-exchange elements, the coolant exits through the distribution chamber from the reactor. The outer surface of the outer tubes may have longitudinal finning with elements of various shapes. All heat transfer pipes have the same length, and the distribution of the coolant between them is uniform due to the hydraulic resistance to the flow from its movement in the pipe and annular space of the heat exchange elements. Control over temperature changes along the height of the catalyst layer is achieved by installing a multi-zone thermocouple in the catalyst layer. This principle has been successfully used in the catalytic cracking process on a stationary ball catalyst bed in the presence of cyclic cracking and oxidative regeneration stages for the synthesis of ammonia and methanol. It successfully solves the problems of temperature compensation of the extension of the tube bundle.
Недостатки прототипа: трудность регулирования теплообмена по высоте слоя катализатора (особенно при организации каталитического крекинга на стадии регенерации, когда происходит позонный выжиг кокса с поверхности катализатора), что ведет к наличию зон локального перегрева катализатора (спеканию гранул катализатора, его дезактивации и тому подобному). Это приводит к ускоренному понижению его каталитических свойств в период эксплуатации, проявляющемуся в уменьшении выхода продуктов реакции, улучшении их качества. The disadvantages of the prototype: the difficulty of regulating heat transfer along the height of the catalyst layer (especially when organizing catalytic cracking at the regeneration stage, when the coke burns on the surface of the catalyst), which leads to the presence of zones of local overheating of the catalyst (sintering of catalyst granules, its deactivation and the like). This leads to an accelerated decrease in its catalytic properties during operation, which is manifested in a decrease in the yield of reaction products and an improvement in their quality.
Цель изобретения разработка конструкции реактора, обеспечивающей улучшение качества целевых продуктов и удлинение стабильной работы катализатора за счет повышения равномерности теплообмена на различных стадиях процесса с экзо- и эндотермическими эффектами как по всей высоте, так и в локальной зоне слоя катализатора. The purpose of the invention is the development of a reactor design that improves the quality of the target products and prolongs the stable operation of the catalyst by increasing the uniformity of heat transfer at various stages of the process with exo- and endothermic effects both over the entire height and in the local area of the catalyst layer.
Цель достигается тем, что теплообменные элементы выполнены из двух секций труб различной длины, подача нагретого теплоносителя (сырья) в эти секции происходит раздельно из различных распределительных камер, отвод части теплоносителя из общей сборной камеры, а другой части через дополнительно перфорированную решетку в слой катализатора. The goal is achieved in that the heat exchange elements are made of two sections of pipes of different lengths, the heated coolant (raw material) is supplied to these sections separately from different distribution chambers, part of the coolant is removed from the common collection chamber, and the other part is through an additional perforated grate into the catalyst layer.
Новизной предлагаемой конструкции является:
использование двухсекционных теплообменных элементов из труб различной длины (соотношение длин труб для первой и второй секций составляет от 2:1 до 3:1;
раздельная подача теплоносителя в секции теплообменных элементов посредством отдельных распределительных камер;
подача части теплоносителя (сырья) через дополнительно перфорированную трубную решетку в слой катализатора;
расширение возможности регулирования температуры по высоте слоя катализатора при экзо- и эндотермических реакциях, особенно в локальных зонах, за счет варьирования расхода теплоносителя в секции.The novelty of the proposed design is:
the use of two-section heat exchange elements from pipes of various lengths (the ratio of pipe lengths for the first and second sections is from 2: 1 to 3: 1;
separate supply of heat carrier to the section of heat-exchange elements by means of separate distribution chambers;
feeding part of the coolant (raw material) through an additionally perforated tube sheet to the catalyst bed;
expanding the ability to control the temperature along the height of the catalyst bed during exothermic and endothermic reactions, especially in local zones, by varying the flow rate of the coolant in the section.
На чертеже приведен общий вид реактора, состоящего из корпуса 1; днища 2; трубной решетки 3,4, (5)(дополнительно перфорированная); внутренних (наружных) 6, 7, (8,9) труб двух секций теплообменных элементов; входа 10, (11) теплоносителя в первую (вторую) секцию; выхода 12 теплоносителя; выхода 13 продуктов реакции. The drawing shows a General view of the reactor, consisting of a housing 1; bottoms 2; tube sheet 3.4, (5) (optionally perforated); internal (external) 6, 7, (8.9) pipes of two sections of heat exchange elements;
Реактор представляет собой цилиндрический аппарат, состоящий из корпуса 1, в нижней и верхней частях которого установлены днища 2. В верхней части реактора три перфорированные решетки 3-5, служащие для крепления в них труб 6-9 двух секций теплообменных элементов. В верхней 3 и средней 4 перфорированных решетках укреплены трубы малого диаметра двух теплообменных секций различной длины. Нижняя 5 перфорированная решетка служит для закрепления в ней труб большого диаметра обоих секций теплообменных элементов, отличающихся соответственно своей длиной. В случае использования в качестве теплоносителя сырья нижняя трубная решетка 5 имеет дополнительную перфорацию. Одна из секций, таким образом, образуется трубами 6 и 8, другая из труб 7 и 9. The reactor is a cylindrical apparatus consisting of a casing 1, bottoms 2 are installed in the lower and upper parts of the reactor. Three perforated gratings 3-5 are used in the upper part of the reactor, which serve for fixing pipes 6–9 of two sections of heat-exchange elements in them. In the upper 3 and middle 4 perforated grids, small-diameter pipes of two heat-exchange sections of different lengths are reinforced. The lower 5 perforated lattice serves to secure large diameter pipes of both sections of the heat exchange elements, which differ in their length, respectively. In the case of using raw materials as a heat carrier, the lower tube sheet 5 has additional perforation. One of the sections is thus formed by pipes 6 and 8, the other of pipes 7 and 9.
Реактор работает следующим образом. В пространстве между цилиндрическим корпусом 1, нижним днищем 2 находится стационарный слой шарикового катализатора. Теплоноситель, служащий для нагрева (охлаждения) слоя катализатора, поступает в верхнюю и среднюю распределительные камеры, образуемые верхним днищем 2 и перфорированными решетками 3 и 4. Теплоноситель в две секции теплообменных элементов поступает двумя потоками 10 и 11 по трубам 6 и 7 различной длины. Он возвращается после нагрева (охлаждения) слоя катализатора по трубам 8 и 9 в сборную камеру, образованную решетками 4 и 5 и далее выводится из аппарата 12. Если в качестве теплоносителя в процессе используется сырье, которое в дальнейшем поступает в слой катализатора, то предлагается ее часть направлять из общей сборной камеры через дополнительно перфорированную решетку 5 в слой катализатора. Выход продуктов реакции 13 происходит в нижней зоне аппарата. При проведении циклической стадии процесса, сопровождающейся эндоэффектом, теплоноситель, подаваемый в теплообменные элементы имеет температуру большую, чем слой катализатора. На стадии, при которой необходимо снимать экзотермический эффект, отвод тепла от слоя обеспечивается за счет подачи теплоносителя с меньшей температурой, чем требуемая для работы слоя катализатора. Регулируя расход теплоносителя и его температуру в секции теплообменных элементов по показателям зонной термопары достигается требуемый профиль температур по высоте слоя катализатора. Поскольку разность температур осуществления основных стадий (реакции, регенерации) большинства известных циклических процессов составляет обычно 100 150oC (наличие эндоэффекта на стадии реакции, эндоэффекта на стадии регенерации), то в этом случае возможно использование одного и того же теплоносителя, с небольшим изменением параметров на этих стадиях. Если перепад температур между стадиями велик, то целесообразно использование двух типов теплоносителей (с различными рабочими параметрами), подаваемых как в каждую из секций, так и в обе одновременно.The reactor operates as follows. In the space between the cylindrical body 1, the lower bottom 2 is a stationary layer of ball catalyst. The heat carrier serving for heating (cooling) the catalyst layer enters the upper and middle distribution chambers formed by the upper bottom 2 and perforated gratings 3 and 4. The heat carrier enters two sections of the heat exchange elements in two flows 10 and 11 through pipes 6 and 7 of different lengths. It returns after heating (cooling) the catalyst layer through pipes 8 and 9 into the collection chamber formed by the gratings 4 and 5 and then is removed from the
Необходимо отметить, что согласно проведенным расчетам и проверке в лабораторных и пилотных условиях установлено, что целесообразно использование в реакторе двухсекционных элементов с трубами различной длины. Соотношение длин труб в них признано оптимальным иметь L1:L2=2:1-3:1. Такая разбивка в соотношении длин труб между секциями позволяет обеспечивать наибольшую интенсивность теплообмена в начальной зоне стационарного слоя катализатора со стороны входа сырья, которая как правило, характеризуется наибольшими значениями эндо- и экзотермических эффектов при проведении процесса. Выбор такого соотношения длин труб трактуется также и тем, что при циклическом проведении стадий процесса рабочая высота слоя катализатора меньше чем полная высота слоя катализатора и составляет обычно 1/3-1/2 от полной его высоты. В течение времени осуществления стадии реакции рабочая зона перемещается вдоль высоты слоя катализатора, что приводит к уменьшению в целом активности слоя катализатора (соответственно и значений тепловых эффектов). В таких же соотношениях по высоте слоя наблюдается распределение экзотермического теплового эффекта по высоте слоя катализатора, например, на стадии окислительной регенерации катализатора, когда происходит позонный выжиг отложений кокса из катализатора.It should be noted that according to the calculations and verification in laboratory and pilot conditions, it was found that it is advisable to use two-section elements with pipes of various lengths in the reactor. The ratio of pipe lengths in them is considered optimal to have L 1 : L 2 = 2: 1-3: 1. Such a breakdown in the ratio of pipe lengths between sections allows for the highest heat transfer intensity in the initial zone of the stationary catalyst layer from the feed inlet side, which is usually characterized by the highest values of endo- and exothermic effects during the process. The choice of this ratio of pipe lengths is also interpreted by the fact that during the cyclic carrying out of the process steps, the working height of the catalyst layer is less than the total height of the catalyst layer and is usually 1 / 3-1 / 2 of its full height. During the implementation of the reaction stage, the working zone moves along the height of the catalyst layer, which leads to a decrease in the overall activity of the catalyst layer (respectively, and the values of thermal effects). In the same ratios along the height of the layer, the distribution of the exothermic thermal effect over the height of the catalyst layer is observed, for example, at the stage of oxidative regeneration of the catalyst, when the coke deposits are burned off the catalyst.
Уменьшение в нижней зоне реактора (в сравнении с верхней) площади, занятой секциями теплообменных элементов способствует достижению большой равномерности в скорости движения газа (сырья, окислителя и тому подобного) вдоль слоя катализатора, так как в нижней зоне объем газов, как правило, превышает их объем на входе. The reduction in the lower zone of the reactor (in comparison with the upper) of the area occupied by the sections of the heat exchange elements helps to achieve great uniformity in the velocity of the gas (raw materials, oxidizing agent, etc.) along the catalyst bed, since in the lower zone the volume of gases usually exceeds them volume at the inlet.
Заявляемый аппарат прошел расчетную проверку, а отдельные его узлы проверены в лабораторных и пилотных условиях ГрозНИИ применительно процесса безводородного риформинга бензина на стационарном слое катализатора. Ниже приведены сравнительные данные известного (прототип) и предлагаемого устройств, полученные на пилотной установке на шариковом катализаторе. Стадия реакции происходит при 2 МПа, окислительная регенерация 0,1 МПа. The inventive apparatus has passed a design check, and its individual components have been tested under laboratory and pilot conditions of the GrozNII with respect to the process of anhydrous reforming of gasoline on a stationary catalyst bed. Below are the comparative data of the known (prototype) and the proposed devices obtained on a pilot installation on a ball catalyst. The reaction stage occurs at 2 MPa, oxidative regeneration of 0.1 MPa.
Приведенные в таблице данные показывают, что на стадии реакции, где наблюдается значительный эндотермический эффект (50 75 ккал/кг), уменьшение неизотермичности по высоте слоя катализатора (в предлагаемой конструкции разность температур составляет 10oC а для прототипа 50oC) приводит к повышению октанового числа риформата (на 2 пункта, от 76 до 78 м.м.). Эти данные подтверждают и эффективность уменьшения перепада температур на стадии окислительной регенерации (в предлагаемой конструкции разность температур составляет 50oC, а для прототипа 120oC),что сказывается на увеличении длительности работы катализатора в процессе (на 2 цикла, от 10 до 12). Раздельный ввод теплоносителя в предлагаемые двухступенчатые теплообменные элементы позволяет иметь близкие к изотермическим условия на стадии реакции (подвод тепла на небольшом участке слоя катализатора, где интенсивно происходят каталитические превращения углеводородов, происходящие с перемещением по высоте слоя), а также обеспечить эффективное регулирование теплоотвода от слоя катализатора на стадии окислительной регенерации (локальный разогрев слоя катализатора при позонном выгорании кокса с различной интенсивностью вследствие меняющейся по высоте слоя закоксованности катализатора). Улучшение условий теплообмена на стадиях реакции и регенерации положительно влияет на основные показатели процесса, также приводит к понижению значений температур используемого теплоносителя. Варьирование соотношения длин труб по секциях в диапазоне 2: 1-3: 1 позволяет достигать максимальных значений в повышении октановых чисел реформата длительности стабильности работы катализатора.The data in the table show that at the reaction stage, where there is a significant endothermic effect (50–75 kcal / kg), a decrease in the nonisothermal height of the catalyst layer (in the proposed design, the temperature difference is 10 o C and for the prototype 50 o C) leads to an increase the octane number of the reformate (by 2 points, from 76 to 78 m.m.). These data also confirm the effectiveness of reducing the temperature difference at the stage of oxidative regeneration (in the proposed design, the temperature difference is 50 o C, and for the prototype 120 o C), which affects the increase in the duration of the catalyst in the process (by 2 cycles, from 10 to 12) . Separate introduction of the heat carrier into the proposed two-stage heat exchange elements allows one to have near-isothermal conditions at the reaction stage (heat supply in a small portion of the catalyst layer, where the catalytic transformations of hydrocarbons occurring with a displacement along the height of the layer occur intensively), and also provide effective control of heat removal from the catalyst layer at the stage of oxidative regeneration (local heating of the catalyst layer during the zone burnup of coke with different intensities due to the change in the height of the coking layer of the catalyst). Improving the conditions of heat transfer at the stages of the reaction and regeneration positively affects the main indicators of the process, also leads to lower temperatures of the used coolant. Varying the ratio of pipe lengths by sections in the range 2: 1-3: 1 allows you to achieve maximum values in increasing the octane numbers of the reformate, the duration of the stability of the catalyst.
Предлагаемая конструкция реактора может быть использована при создании процесса безводородного риформинга бензиновых фракций на стационарном слое шарикового катализатора, а также при совершенствовании других каталитических процессов со значительным экзо- и эндоэффектами на различных технологических стадиях. The proposed reactor design can be used to create the process of anhydrous reforming of gasoline fractions on a stationary layer of a ball catalyst, as well as to improve other catalytic processes with significant exo- and endo-effects at various technological stages.
Claims (3)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU93039632A RU2085279C1 (en) | 1993-08-09 | 1993-08-09 | Reactor for catalytic processes with exo- and endothermic effects |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU93039632A RU2085279C1 (en) | 1993-08-09 | 1993-08-09 | Reactor for catalytic processes with exo- and endothermic effects |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU93039632A RU93039632A (en) | 1996-06-27 |
| RU2085279C1 true RU2085279C1 (en) | 1997-07-27 |
Family
ID=20146102
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU93039632A RU2085279C1 (en) | 1993-08-09 | 1993-08-09 | Reactor for catalytic processes with exo- and endothermic effects |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2085279C1 (en) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EA009954B1 (en) * | 2006-06-07 | 2008-04-28 | Генрих Семенович Фалькевич | Method for chemical converting of feed stock |
-
1993
- 1993-08-09 RU RU93039632A patent/RU2085279C1/en active
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| 1. Авторское свидетельство СССР N 1134230, кл. B 01 J 8/00, 1985. 2. Патент ФРГ N 2903582, кл. B 01 J 8/06, 1980. 3. Патент ФРГ N 2166659, кл. B 01 J 8/04, 1971. * |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EA009954B1 (en) * | 2006-06-07 | 2008-04-28 | Генрих Семенович Фалькевич | Method for chemical converting of feed stock |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| RU2234975C2 (en) | Radial-flow through reactor and method for processing of liquid reactant flow | |
| US6274101B1 (en) | Apparatus for in-situ reaction heating | |
| US9023285B2 (en) | Counter-current fluidized bed reactor for the dehydrogenation of olefins | |
| EP0047359B1 (en) | Heating hydrocarbons in a tubular heater | |
| US10052602B2 (en) | Aromatization reactors with hydrogen removal and related reactor systems | |
| EP1361919B1 (en) | Reactor for conducting endothermic reactions | |
| KR930006816B1 (en) | Catalytic reforming method with flow of a heat-carrying fluid through a plurality of hollow internal spaces | |
| US6143943A (en) | Process using plate exchanger with high thermal density heat transfer fluid and simultaneous reaction | |
| KR100214767B1 (en) | Process for the production of aromatic hydrocarbons in a reaction enclosure heated by radiant heating maens with a variable thermal flux | |
| CZ117696A3 (en) | Catalytic reaction vessel for endothermic reactions | |
| US4412975A (en) | Fired process heater | |
| US20060135831A1 (en) | Dehydrogenation process | |
| RU2085279C1 (en) | Reactor for catalytic processes with exo- and endothermic effects | |
| US4072601A (en) | Process and apparatus for performing endothermic catalytic reactions | |
| US4158036A (en) | Fluid bed heat recovery apparatus | |
| KR100857488B1 (en) | Thin multi-stage catalytic reactor with internal heat exchanger, and use thereof | |
| KR101831507B1 (en) | Self heat supply dehydrogenation reactor for inducing isothermal reaction | |
| RU2156161C1 (en) | Reactor for dehydrogenation of c3-c5 paraffin hydrocarbons | |
| EP0157463B1 (en) | Method for dehydrogenating a hydrocarbon, an apparatus and method for conducting chemical reactions therein | |
| US2626204A (en) | Apparatus for conducting catalytic endothermic and exothermic reactions | |
| US6118038A (en) | Arrangement and process for indirect heat exchange with high heat capacity fluid and simultaneous reaction | |
| SU1248530A3 (en) | Multistage method of hydrocarbon catalytic conversion | |
| US20240035758A1 (en) | Heat exchange reactor seal apparatus | |
| KR102503601B1 (en) | low volume compartmentalized reactor | |
| EP1063008A2 (en) | Reactor for carrying out a non-adiabatic process |