Диплом: Сравнительный анализ рециркуляционных схем на примере реакции изомеризации - текст диплома. Скачать бесплатно.
Банк рефератов, курсовых и дипломных работ. Много и бесплатно. # | Правила оформления работ | Добавить в избранное
 
 
   
Меню Меню Меню Меню Меню
   
Napishem.com Napishem.com Napishem.com

Диплом

Сравнительный анализ рециркуляционных схем на примере реакции изомеризации

Банк рефератов / Химия

Рубрики  Рубрики реферат банка

закрыть
Категория: Дипломная работа
Язык диплома: Русский
Дата добавления:   
 
Скачать
Архив Zip, 609 kb, скачать бесплатно
Заказать
Узнать стоимость написания уникальной дипломной работы

Узнайте стоимость написания уникальной работы

47 Министерство образования российской федерации Московская государственная академия тонкой химической технологии им. М.В. Ломоносова Кафедра химии и технологии основного органического синтеза АТТЕСТАЦИОННАЯ РАБОТА Сравнительный анализ рециркуляционных схем на примере реакции изомеризации На соискание степени бакалавра по направлению 550800 "Химическая технология и биотехнология" Зам. Зав. Кафедрой ХТООС. Проф. Тимошенко А.В. Руководитель работы. Доц. Назанский С.Л. Соискатель Ворошилова Н.В. МОСКВА 2004 г. СОДЕРЖАНИЕ ВВЕДЕНИЕ 3 Глава 1. Литературный обзор 6 1.1. Рециркуляционные процессы. 7 1.2. Методы оценки энергетических затрат в реакционно-ректификационных процессах. 12 1.3. Постановка задачи. 13 Глава 2. Расчетно-аналитическая часть 14 2.1. Анализ стационарных состояний рециркуляционного реакционно-ректификационного процесса. 14 2.1. Рециркуляционная схема с рециклом, охватывающим два реактора. 15 2.2. Рециркуляционная схема с рециклом, охватывающим один реактор. 19 Глава 3. Расчетная часть 25 ВЫВОДЫ 34 Список литературы 35 ВВЕДЕНИЕ Конечной целью функционирования любой химико-технологической схемы (ХТС) является достижение полной конверсии реагентов и разделение продуктов реакции на отдельные компоненты с заданной степенью чистоты. Однако, при использовании линейных ХТС в большинстве случаев эти цели недостижимы из-за наличия кинетических и термодинамических огранич е ний, накладываемых спецификой структур диаграмм фазового и химического равновесий. В частности, для обратимых реакций в реакторе любого типа н е возможно достижение полной конверсии реагентов [5], а ее максимально возможное значение определяется состоянием химического равновесия. С другой стороны, наличие азеотропов в реакционной смеси часто не позволяет выделить продукты реакции требуемого качества [2]. Часто, при осуществл е нии медленно протекающих реакций из-за непомерного увеличения объема реактора невозможно достичь равновесия, эти реакции осуществляются с н а много меньшим выходом продуктов, чем могло бы быть в условиях равнов е сия. Однако, если проводить процесс с небольшими превращениями за одн о кратный пропуск при одновременном выводе из системы продуктов реакции и с последующим возвращением в систему непрореагировавших веществ, то можно достичь 100-процентного превращения исходного сырья. Кроме того, как правило, многие химические реакции сопровождаются параллельно или последовательно протекающими побочными превращени я ми. Скорость этих реакций и соотношение выходов продуктов в реакциях изменяются в зависимости от условий процесса. Максимальному выходу ж е лаемого продукта будет соответствовать определенная глубина превращения исходного сырья, после которой начнут преобладать побочные реакции. Таким образом, преодоление указанных ограничений возможно при о р ганизации селективного обмена веществом реакционной зоны с окружающей средой [20]. Наличие селективного обмена, независимо от способа его реал и зации, позволяет, с одной стороны, создавать в реакционной зоне необход и мые условия для протекания целевых реакций с высокими скоростями, а с другой стороны, обеспечивать в системе в целом высокую конверсию (вплоть до полного исчерпывания реагентов) и селективность [1]. Все это, в конечном счете, и является основой создания современных энергосберега ю щих и экологически безопасных технологий [1]. Одним из способов организации такого селективного обмена является рециркуляция [8], которая может быть как внешней, так и внутренней. Внешняя рециркуляция применяется в настоящее время практически во всех химико-технологических процессах [1], когда процессы синтеза и разд е ления проводятся последовательно и раздельно. Примером организации внутренней рециркуляции являются совмещенные реакционно-массообменные процессы [4], в которых химические реакции и процессы разделения проводятся одновременно и в рамках одного аппарата. Очевидно, что разработка качественных и количественных методов анализа и синтеза технологических схем, использующих принцип селекти в ного обмена веществом с окружающей средой, в частности рециркуляцио н ных и совмещенных процессов, открывает возможности построения ХТС, обеспечивающих практически полную конверсию реагентов при минимал ь ных энергетических затратах. В химико-технологических системах, где в реакторах используются дорогие катализаторы, для увеличения их срока службы используют схемы, в которых до основного реактора ставят еще один реактор с более дешевым к а тализатором, в котором происходит очищение сырья от примесей, вредных для дорогого катализатора, и неполное превращение исходного сырья. А также для снятия теплоты реакции в первом реакторе, так как из-за больших скоростей возникает большой тепловой эффект реакции. В таких схемах существуют различные варианты охвата реакторов р е циклом: можно подавать рецикл либо на вход первого реактора, либо на вход второго. Таким образом, в данной работе рассматриваются две схемы с разли ч ной подачей рецикла с позиции минимальных энергетических затрат, нео б ходимых для достижения заданной конверсии и селективности. Глава 1. Литературный обзор Основной стратегией защиты окружающей среды от негативного во з действия химической промышленности является создание экологически безопасных технологий, позволяющих наиболее полно использовать сырье и энергию [1]. Однако существует ряд ограничений химического и термодинамич е ского характера, препятствующих реализации этой стратегии. Наличие х и мических ограничений связано, прежде всего, с тем, что практически все х и мические реакции являются обратимыми, и, следовательно, максимально возможное значение конверсии в простой проточной системе ограничено х и мическим равновесием. Кроме того, существуют и кинетические огранич е ния, из-за которых конверсия за один проход оказывается весьма низкой. О г раничения термодинамического характера проявляются на стадии разделения продуктов реакции и определяются структурой диаграммы фазового равн о весия. Одним из подходов к преодолению указанных ограничений является организация селективного обмена реакционной зоны веществом с окружа ю щей средой, а также использование специальных методов разделения, баз и рующихся, например, на принципе перераспределения полей концентраций. Существует несколько способов реализации селективного обмена в е ществом.1) Возврат непрореагировавших веществ со стадии разделения на стадию химического превращения (рециркуляция). Такой способ организ а ции уже давно используется в промышленности. Использование рециркул я ции позволяет проводить процесс при высоких концентрациях исходных ре а гентов, а, следовательно, и при высоких скоростях реакций [6-9]. Кроме того, варьируя состав рецикла, можно уменьшать образование побочных проду к тов.2) Мембранные процессы, в которых высокая концентрация реагентов в зоне реакции создается за счет того, что мембрана выпускает преимущес т венно только продукты реакции.3) Использование принципа совмещения, к о гда химическое превращение и разделение объединены в рамках одного а п парата. Такие процессы начали использоваться сравнительно недавно и п о лучили название совмещенные реакционно-массобменные процессы [4, 36]. Совмещенные процессы обладают рядом преимуществ, в частности, это о т сутствие внешних рециркулирующих потоков и возможность более компак т ной организации процесса по сравнению с традиционной системой с реци к лом. 1.1. Рециркуляционные процессы. В настоящее время рециркуляция находит широкое применение во многих промышленных крупнотоннажных процессах, таких как каталитич е ский крекинг, пиролиз, получение полиэтилена высокого давления и многих других. Любая типовая ХТС с рециклом состоит из узла смешения, реакторн о го узла и узла разделения (рис.1.1). Состав рециркулирующего потока может быть самым различным: он может представлять собой как смесь всех компонентов реакции, так и смесь, содержащую один или несколько компонентов. Реагенты и продукты Реагенты Продукты Рис.1.1. Рециркуляционная система. Однако в любом случае, питание реактора складывается из свежего с ы рья и рециркулята, и должно иметь тогда большее количество, по крайней мере, одного из реагентов, чем при загрузке реактора лишь свежим сырьем. Вследствие этого, степень превращения за один проход через реакционный объем будет ниже степени превращения, рассчитанной для случая отсутствия рецикла. Однако производительность реактора и общая степень превращения в системе по целевому продукту увеличится. Таким образом, наличие рециклов позволяет, с одной стороны, дост и гать высоких скоростей химического превращения в реакторе (за счет во з врата не прореагировавших реагентов в реакционную зону и уменьшения времени контакта в ней), а, с другой стороны, реализовывать селективный вывод целевых продуктов из системы, что в конечном итоге позволяет пол у чать в схеме любую заданную конверсию. Таким образом, рециркуляцио н ные процессы позволяют снимать термодинамические ограничения, связа н ные с химическим равновесием, и кинетические ограничения, связанные с низкими скоростями реакций. Следовательно, можно утверждать, что теор е тически для любой обратимой реакции (независимо от скорости ее протек а ния и величины константы равновесия) в технологической схеме, состоящей из реактора и узла разделения охваченных рециклом, всегда может быть до с тигнуто полное превращение реагентов при условии, что узел разделения п о зволяет выделять в чистом виде продукты реакции и формировать поток р е цикла требуемого состава. Теоретические основы рециркуляции разрабатывались с 30-х годов, к о гда в работах [11.12] было показано, что при введении рециркуляции увел и чивается выход целевых продуктов и производительность процесса. Для ма к симальной производительности единицы объема реактора процесс следует проводить при температуре и давлении, соответствующих максимальной скорости реакции. Каталитические реакции должны проводиться в присутс т вии катализаторов, проявляющих высокую активность при малых степенях превращения. Катализатор следует выбирать путем сравнения его работы не при одинаковых условиях, а исходя из способности обеспечения высокой скорости в специфических для рассматриваемого катализатора условиях – путем выявления потенциальных возможностей катализаторов. В работе М.Ф. Нагиева [9] был сформулирован принцип суперопт и мальности, сущность которого состоит в том, что реакционный процесс сл е дует проводить при низких конверсиях и с наибольшим количеством реци р кулята, а также следует формировать состав рецикла таким образом, чтобы концентрации реагентов в реакторе соответствовали максимальной скорости основной реакции. Развитие теории рециркуляции получило продолжение в работах СИ. Дуева [13-18], который показал возможность достижения полн о го исчерпывания исходных и промежуточных реагентов в системе реактор-блок разделения. Дальнейшие исследования рециркуляционных процессов с применением системного подхода были продолжены В.В. Кафаровым [19-21]. А.В. Солохиным [22, 23] и другими исследователями. Одним из методов исследования рециркуляционных процессов явл я ются численные методы. Для рециркуляционной системы записывается м а тематическая модель, которая может состоять из алгебраических или дифф е ренциальных уравнений. Уравнения, входящие в математическую модель, как правило, нелинейны, особенно для систем с обратными связями (реци к лами). Следовательно, система уравнений может иметь несколько решений, среди которых могут быть решения, не имеющие физического смысла. В з а висимости от выбранного начального приближения расчет, проводимый с помощью численных методов, может сходится к тому или иному решению. Подчас бывает очень трудно выбрать хорошее начальное приближение, п о скольку искомое решение лежит в узком диапазоне значений параметров. Наиболее распространенным методом решения систем нелинейных алге б раических уравнений является метод Ньютона-Рафсона [24.98], который обеспечивает достаточно хорошую скорость сходимости. Однако, когда и с следуемый процесс характеризуется множественными стационарными с о стояниями (математическая модель имеет несколько физически осмысле н ных решений), возникает вероятность пропустить какое-нибудь стациона р ное состояние. Для снижения вероятности потери решения в последнее время стал применяться метод гомотопического продолжения [27], в котором и с ходная система уравнений преобразуется путем ввода дополнительного п а раметра (параметра гомотопии) и искомые решения приобретают вид ветвей в пространстве переменных процесса и параметра гомотопии. Например, в работе [92] проводится численное исследование совмещенного реакционно-ректификационного процесса получения этиленгликоля, в котором в качестве параметра гомотопии выступала величина объема реакционной зоны, и в з а висимости от параметра гомотопии исходная модель могла плавно перех о дить от модели простой ректификации к модели совмещенного процесса. Для решения задачи численным методом можно использовать такие программы как ChemCad , PRO -2, Aspen Plus , HighSym и т.д. Программный пакет ChemCad базируется на сложных содержательных математических м о делях, которые достаточно полно отражают реальные процессы, протека ю щие в аппаратах. Эта программа, как и множество других, с успехом испол ь зуется для решения многочисленных задач, связанных с анализом и синтезом ХТС, основными элементами которых являются реакционные и массообме н ные аппараты. Однако, как правило, существующие программные средства позволяют осуществлять численное моделирование ХТС лишь в поверочном варианте. При такой постановке задачи в качестве заданных рассматриваются параметры состояния входных потоков (расходы, составы и теплосодержания потоков), конструкционные параметры аппаратов (например, длина/объем реакторов, общая высота и местоположение питаний и отборов ректифик а ционных колонн и т.д.), а также значения управляющих режимных параме т ров (флегмовые или паровые числа, соотношения или абсолютные значения расходов выходных потоков, коэффициенты рециркуляции или величины п о токов рецикла) рассматриваемого химико-технологического процесса. В р е зультате проведения расчетов определяются значения параметров выходных потоков, а также распределенные и нераспределенные внутренние переме н ные ХТС, такие, например, как профили изменения температуры и составов фаз по высоте колонны, температуры и давления в аппарате и т.д. В случае проектной постановки задачи расчета ХТС заданными счит а ются параметры состояния входных и выходных потоков. Кроме этих пар а метров в качестве задаваемых свободных параметров рассматривается ряд конструкционных или режимных параметров процесса, причем число таких переменных определяется числом степеней свободы рассматриваемой ХТС. Остальные конструкционные и режимные параметры, также как и внутре н ние переменные, рассматриваются как решения задачи. В общем случае, в ы бор конкретного набора свободных параметров произволен и определяется спецификой рассматриваемой задачи. Вторая группа методов исследования рециркуляционных систем - это упрошенные качественные методы [23, 77]. Для упрощения анализа вводят различные допущения при описании реакционной и разделительной соста в ляющих процесса. При описании реакционного блока могут использоваться упрошенные механизмы реакции или допущение о бесконечном объеме р е актора, которое позволяет считать, что состав на выходе из него всегда х и мически равновесный [34] и т.д. При анализе разделительных процессов та к же можно вводить предельные допущения. В частности, можно исследовать процесс ректификации при бесконечной высоте колонны и режиме полного орошения. Тогда, в соответствии с положениями термодинамико-топологического анализа [2] для определения возможных составов продукт о вых потоков разделения можно использовать фазовый портрет равновесного открытого испарения реакционной смеси. При таком "запределивании" пар а метров разделения исследование рециркуляционной системы можно свести к решению системы уравнений материальных балансов реактора, узла смеш е ния и колонны, в которой реализуются четкие и получеткие разделения. Т а кой способ упрощения довольно широко используется различными авторами [32, 41, 49] и дает хорошие результаты. Однако остается открытым вопрос о сохранении полученных результатов анализа при переходе к реальным пр о цессам. Еще один метод упрощения анализа рециркуляционных систем состоит в линеаризации [68.69] структурных элементов диаграмм фазового и химич е ского равновесия, т.е. аппроксимации разделяющих многообразий парожи д костного равновесия, бинодальных многообразий и многообразий химич е ского равновесия. Например, в работе [68] линия химического равновесия представляется в виде ломаной, каждый участок которой описывается своим уравнением прямой. Поскольку при допущениях о бесконечной высоте к о лонны и полном орошении для ректификационной колонны и равновесном реакторе записываются только линейные уравнения материальных балансов (тепло не учитывается), то математическая модель превращается в систему линейных уравнений, которую можно решить любым из известных методов. Системы нелинейных дифференциальных уравнений (динамические системы) также можно линеаризовать путем разложения их в ряд Тейлора в окрестностях особых точек [28.29.37]. По набору характеристических корней матрицы Якоби линеаризованной системы можно определить характер пов е дения фазовых траектории динамических систем процесса в окрестности особой точки, т.е. качественным образом отслеживать поведение процесса. Методы, качественной теории дифференциальных уравнений были примен е ны авторами работ [30-32] для исследования процессов ректификации, а та к же различных реакционных процессов [77.78, 80]. 1.2. Методы оценки энергетических затрат в реакционно-ректификационных процессах. Ранее в работах [1.2] было показано, что в технологических схемах с о держащих ректификацию около 80% всех энергетических затрат приходится именно на этот процесс. Поэтому затраты энергии в реакционно-ректификационных процессах можно оценивать по энергозатратам на рект и фикацию. Эти затраты в основном связаны с формированием потока пара и для их оценки используют значение минимального флегмового числа, нео б ходимого для получения продуктов заданного качества. Режим минимальн о го орошения реализуется в колонне бесконечной высоты, и при этом в к о лонне имеются зоны постоянных концентраций [2, 3]. Существуют разли ч ные методы оценки минимального флегмового числа как численные, так и аналитические. Численные методы [24.97-104] позволяют определять мин и мальное флегмовое число для смесей с любым фазовым равновесием и не требуют допущения о постоянстве потоков жидкости и пара по высоте к о лонны. В их основе лежат уравнения материальных и тепловых балансов для зон постоянных концентраций укрепляющей и исчерпывающей секций ре к тификационной колонны и различные методики сходимости [25-27.99]. П о скольку численные методы являются итерационными, бывают случаи, когда расчет не сходится. Аналитические же методы позволяют оценить значение минимального флегмового числа непосредственно, однако требуют принятия различных допущений. Наиболее распространенным из таких является метод Андервуда [105-107], в основе которого лежит уравнение, связывающее с о ставы продуктовых потоков со значением минимального флегмового числа при допущениях о постоянных относительных летучестях компонентов ра з деляемой смеси и постоянстве мольных потоков жидкости и пара по высоте колонны. 1.3. Постановка задачи. В связи с тем, что в литературе очень мало рассмотрены случаи реци р куляционных реакционно-ректификационных систем с двумя реакторами и, следовательно, варианты организации рециркулирующего потока в таких системах, целью работы является оценка минимальных энергетических з а трат в рециркуляционных реакционно-ректификационных процессах с ра з личной организацией подачи рецикла для реакции изомеризации типа А В. Глава 2. Расчетно-аналитическая часть 2.1. Анализ стационарных состояний рециркуляционного реакционно-ректификационного процесса. В рециркуляционных схемах существуют различные варианты подачи рецикла. В данном случае рассматривается схема, состоящая из двух реакт о ров и ректификационной колонны. Очевидно, что рецикл может охватывать либо один реактор, либо оба. Следовательно, нужно рассмотреть оба варианта для выявления наиб о лее выгодного. Для успешного поведения анализа необходимо выбрать систему доп у щений, которая позволяла бы получать с одной стороны содержательные, а с другой стороны – максимально упрощенные модели процессов рециркуляц и онной реакционно-ректификационной системы. В связи с этим для описания ректификационного блока разделения б у дем использовать модели ректификационных колонн, обладающих бесконе ч ной высотой и работающих в режиме бесконечного орошения. Что дает во з можность использовать понятия четких и получетких разделений, что пре д полагает наличие в кубе и дистилляте чистых компонентов. Для описания р е акционного узла будет использоваться модель реактора идеального смеш е ния, гидродинамическая модель которого является простейшей. Главным п а раметром такого реактора является его объем. Кроме того, будем считать, что рассматриваемые реакции являются к а талитическими (протекают только в зоне расположения катализатора) их скорости подчиняются закону действующих масс. Константы скорости пр я мой и обратной реакции зафиксированы на некоторых постоянных значениях и не зависят от условий проведения процесса. Проведем анализ систем с различным охватом рецикла. 2.1. Рециркуляционная схема с рециклом, охватывающим два реактора. Рассмотрим рециркуляционную систему (рис.2.1), состоящую из двух реакторов идеального смешения и ректификационной колонны, охваченных обратным рециркулирующим потоком по дистилляту. R Xr V 1 V 2 F G L L Xf Xg Xl 1 Xl 2 W , Xw Рис.2.1. Рециркуляционная система. Реактор-ректификационная колонна с охватом рециклом двух реакт о ров. В реакторах протекают обратимые реакции типа A B , скорость кот о рых подчиняется закону действующих масс. На вход в систему подается чи с тый реагент А, реакционная смесь зеотропна, колонна обладает бесконечной эффективностью по разделению, реагент А является легколетучим комп о нентом. Тогда в соответствии с обозначениями на рис.2.1. система баланс о вых уравнений в статике относительно реагента А имеет вид: Для смесителя: G = F + R (2.1) Gxg = Fxf + Rxr (2.2) Для колонны: L = W + R (2.3) Lxl2 = Wxw + Rxr (2.4) Для реакторов: G = L (2.5) G = F + R (2.6) Для первого реактора: Fxf + Rxr = Lxl1 + V1rA1 (2.7) Где rA 1 = k + xl 1 – k -(1 – xl 1) (2.8) Для второго реактора: Lxl1 = Lxl2 + V2rA2 (2.9) Где rA 2 = k + xl 2 – k -(1 – xl 2) (2.10) Для системы в целом: Fxf – Wxw = rA1V1 + rA2V2 (2.11) Где rA 1, rA 2 – скорости химической реакции по реагенту А в первом и втором реакторах, V 1, V 2 – объемы реакционной зоны. Выразим скорость химической реакции, протекающей в первом реа к торе. Для этого из (2.8) выразим сдержание компонента А на выходе из реа к тора xl 1 Xl 1 = (2.12) И подставим его в выражение (2.7) Fxf + Rxr - L - V1rA1 = 0 (2.13) Отсюда, после преобразований: rA 1 = (2.14) С учетом, что L = R + F и что на вход в систему подается чистый ко м понент А, т.е. xf = 1 и в рецикле тоже чистый компонент А, xr = 1: rA 1 = (2.15) Отсюда, после преобразований rA 1 = (2.16) или с учетом, что L = R + F rA 1 = (2.17) Теперь выразим скорость химической реакции, протекающей во вт о ром реакторе: Содержание компонента А на выходе из реактора xl 2 = (2.18) Теперь подставляем (2.12) и (2.18) в (2.9): - - V 2 rA 2 = 0 (2. 19) после преобразований rA 2 = (2. 20) подставим (2.17) в (2. 20): rA 2 = (2.21) Для того чтобы достичь полного превращения сырья производител ь ность реактора должна равняться количеству реагента А, поступающего на вход в систему F = rA1V1 + rA2V2 (2.22) Подставим выражения (2.17) и (2.21) в (2.22): F = + (2.23) После преобразований: L (k+(V1 + V2) – F) + L(k+ + k-) (V1V2k+ - F(V1 + V2)) – FV1V2(k+ + k-) = 0 (2.24) где L = R + F . Мы получили аналитическое выражение зависимости величины реци к ла от объема. По этому выражению мы можем построить и проследить зависимость величины рецикла от объема реакторов. Примем k +, k - и F постоянными, а объемы реакторов равными между собой V1 = V2. k+ = 2 k - = 1 F = 10кмоль/час. При этих значениях с помощью программы Excel численно просчит а ем, по формуле (2.24), зависимость величины рецикла от объема. Результаты представлены в таблице 2.1. R V V1 V2 58,87981 6 3 3 21,59592 8 4 4 14,27051 10 5 5 11, 20142 12 6 6 9,539015 14 7 7 8,50905 16 8 8 7,815321 18 9 9 7,320508 20 10 10 5,672232 40 20 20 5,324409 60 30 30 5, 191836 80 40 40 5,126946 100 50 50 5,090286 120 60 60 5,067531 140 70 70 5,052428 160 80 80 5,041888 180 90 90 5,03424 200 100 100 5,028513 220 110 110 5,024113 240 120 120 5,020659 260 130 130 5,017898 280 140 140 5,015657 300 150 150 5,013811 320 160 160 5,012274 340 170 170 5,010981 360 180 180 5,009881 380 190 190 Таблица 2.1. Численная зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при под а че рецикла на вход первого реактора. По этим данным строится график, представленный на рис.2.2. Рис.2.2. Зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при подаче рецикла на вход первого реактора. Из графика видно, что с увеличением рецикла объем уменьшается и наоборот. Поэтому для проведения какого-либо процесса следует выбирать оптимальное соотношение объема и величины рецикла. 2.2. Рециркуляционная схема с рециклом, охватывающим один реактор. Рассмотрим рециркуляционную систему (рис.2.2), состоящую из двух реакторов идеального смешения и ректификационной колонны, где рецикл охватывает только один реактор. В реакторах протекают обратимые реакции типа A B , скорость кот о рых подчиняется закону действующих масс. На вход в систему подается чи с тый реагент А, реакционная смесь зеотропна, колонна обладает бесконечной эффективностью по разделению, реагент А является легколетучим комп о нентом. Тогда в соответствии с обозначениями на (рис.2.3) система баланс о вых уравнений в статике относительно реагента А имеет вид: Для смесителя: G = F + R (2.25) Gxg = Fxf 1 + Rxr (2.26) R Xr V1 V2 F F G L Xf Xf1 Xg Xl2 W , Xw Рис.2.3. Рециркуляционная система. Реактор-ректификационная коло н на. С охватом рециклом одного реактора. Для колонны: L = W + R (2.27) Lxl2 = Wxw + Rxr (2.28) Для реакторов: Для первого реактора: Fxf = Fxf1 + V1rA1 (2.29) Где rA1 = k+xf1 – k-(1 – xf1) (2.30) Для второго реактора: G = F + R (2.31) Fxf1 + Rxr = Lxl2 – V2rA2 (2.32) Где rA 2 = k + xl 2 – k -(1 – xl 2) (2.33) Для системы в целом: Fxf – Wxw = rA1V1 + rA2V2 (2.34) Где rA 1, rA 2 – скорости химической реакции по реагенту А в первом и втором реакторах, V 1, V 2 – объемы реакционной зоны. Выразим скорость химической реакции, протекающей в первом реа к торе. Для этого из (2.30) выразим сдержание компонента А на выходе из р е актора xf 1 Xf 1 = (2.35) И подставим его в выражение (2.29), принимая, что на вход в систему подается чистый компонент А, xf = 1: F – – V 1 rA 1 = 0 (2.36) После преобразований: rA 1 = (2.37) Теперь выразим скорость химической реакции, протекающей во вт о ром реакторе: Содержание компонента А на выходе из реактора xl 2 = (2.38) Подставим (2.38) и (2.35) в (2.32), принимая, что в рецикле чистый компонент А, xr = 1: (2.39) После преобразований rA 2 = (2.40) затем, подставляя (2.37), получим выражение для скорости химической реакции во втором реакторе: rA 2 = (2.41) Для того чтобы достичь полного превращения сырья производител ь ность реактора должна равняться количеству реагента А, поступающего на вход в систему F = rA1V1 + rA2V2 (2.42) Подставим выражения (2.37) и (2.41) в (2.42): F = (2.43) После преобразований L = (2.44) где L = R + F . Мы получили аналитическую зависимость величины рецикла от объ е ма реакторов. По этому выражению мы можем построить и проследить зависимость величины рецикла от объема реакторов. Примем k +, k - и F постоянными, а объемы реакторов равными между собой V1 = V2. k+ = 2 k - = 1 F = 10кмоль/час. При этих значениях с помощью программы E с xel чи с ленно просчитаем, по формуле (2.44), зависимость величины рецикла от об ъ ема. Результаты представлены в таблице 2.2. V1 V2 V R 4 4 8 63,33333 5 5 10 27,5 7 7 14 14,65909 10 10 20 10 20 20 40 6,8 30 30 60 6,071429 40 40 80 5,757576 50 50 100 5,584416 Продолжение. 60 60 120 5,475113 70 70 140 5,4 80 80 160 5,345269 90 90 180 5,303644 100 100 200 5,270936 110 110 220 5,244565 120 120 240 5,222857 130 130 260 5, 204678 140 140 280 5,189235 150 150 300 5,175953 160 160 320 5,16441 170 170 340 5,154286 180 180 360 5,145334 190 190 380 5,137363 200 200 400 5,130219 210 210 420 5,123781 220 220 440 5,117949 230 230 460 5,112641 240 240 480 5,10779 250 250 500 5,103339 Таблица 2.2. Численная зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при под а че рецикла на вход второго реактора. График по этим данным представлен на рис 2.4. Рис.2.4. Зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при подаче рецикла на вход второго реактора. По графику видно, что с увеличением объема рецикл уменьшается и наоборот. Концы кривой стремятся к некому пределу. Если взять, например, объем меньше предельной вел и чины, то ни при какой величине рецикла 100% -ая конверсия не может быть достигнута. Глава 3. Расчетная часть С помощью пакета программ ChemCad проверяем аналитические ра с четы и зависимости. Эта программа, как и множество других, с успехом используется для решения многочисленных задач, связанных с анализом и синтезом ХТС, о с новными элементами которых являются реакционные и массообменные а п параты. Проведем анализ двух рециркуляционных реакционно-ректификационных систем с различной подачей рецикла, но при одинаковых начальных условиях. Сначала проверим зависимость величины рецикла от суммарного об ъ ема с помощью опытных данных снятых в программе ChemCad . В обеих системах протекает одна и та же реакция изомеризации пар а ксилола в ортоксилол. Начальный поток F =10 кмоль/час содержит только чистый параксилол, xf =1. Ректификационная колонна содержит 70 тарелок. Тарелка питания №35, паровое число Rb =50. Рассчитаем минимальный суммарный объем реакторов по формуле Vmin = = (3.1) Где CAm = A , при температуре реакции ( t =1000 C =3730 K ), Где плотность считается по формуле, представленной в программном пакете ChemCad 5.2. A = (3.2) Коэффициенты для параксилола: А = 0,67752 В = 0,25887 С = 616,2 D = 0.27596 Следовательно = 2,98, а Vmin = 1,68м3, при k += 2 и F = 10кмоль/час. Для схемы с рециклом, охватывающим два реактора зависимость в ы глядит следующим образом (таблица 3.1): данные сняты при постоянном с о ставе смеси в кубовой части колонны – содержание параксилола x =0.001м. д. V, м3 R, кмоль/час 8 6,2 7 6,3 6 6,5 5 6,9 4 7,7 3 11,1 2,5 12,1 2 13,55 1,7 15,6 1,68 15,7 Таблица 3.1. Численная зависмиость величины рецикла от суммарного объема реакторов при охвате рециклом двух реакторов при постоянном составе х=0,001м. д. Графическая зависимость по данным таблицы 3.1. представлена на рис. (3.1) Рис.3.1. Зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при подаче рецикла на вход первого реактора при постоянном составе смеси. Для схемы с рециклом, охватывающим один реактор зависимость выглядит следующим образом (таблица3.2): данные сняты при постоянном составе смеси в кубовой части колонны – содержание паракс и лола x =0.001м. д. V, м3 R, кмоль/час 8 7,5 7 7,8 6 8,5 5 11 4 13,2 3 13,5 2,5 15,9 2,2 16,3 2 19,5 Таблица 3.2. Численная зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при под а че рецикла на вход второго реактора при постоянном составе х=0,001м. д. График, по этим данным, представлен на рис.3.2. Рис.3.2. Зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при подаче рецикла на вход второго реактора при постоянном составе х=0,001м. д. Из этих графиков (рис.2.2, 2.4, 3.1. и 3.2) видно, что вид зависимостей, полученных аналитически и рассчетно, совпадает. Прослеживается одна и та же закономесрность. С увеличением рецикла объем умен ь шается и наоборот. Теперь построим зависимости энергозатрат от величины рецикла, при постоянном составе смеси в кубе колонны, содержащей x =0.001м. д. параксилола, и суммарном объеме V =5м3: Для схемы с рециклом, охватывающим два реактора численная зависимость представлена в таблице 3.3. R, кмоль/час Rb Q*107, кДж/час 7 48 1,79177 8 43 1,60518 9 43 1,60509 10 43 1,60514 11 45 1,67978 12 45 1,67982 15 48 1,79183 20 53 1,97834 25 58 2,16508 30 63 2,35169 35 68 2,53832 40 73 2,72503 45 78 2,91184 50 83 3,09846 55 88 3,28511 60 93 3,47152 65 98 3,65804 70 103 3,84471 75 108 4,03104 80 113 4,21836 85 117 4,36775 90 122 4,55428 95 127 4,74097 100 132 4,92748 Таблица 3.3. Численная зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме реакторов V = 5м3 при подаче рецикла на вход первого реактора. График представлен на рис.3.3. Рис.3.3. Зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме реакторов V = 5м3 при подаче рецикла на вход первого реактора. По графику видно, что при наращивании рецикла, энергозатраты увеличиваются, сначала походя через некоторый минимум, который соответствует оптимальной величине рецикла. Для схемы с рециклом, охватывающим один реактор численная зависимость выглядит следующим образом (таблица 3.4): R, кмоль/час Rb Q*107, кДж/час 7,5 81 3,02356 8 60 2,23976 9 50 1,86656 10 50 1,86636 11 50 1,86646 12 50 1,86641 15 51 1,90376 20 55 2,05305 25 60 2,23976 30 65 2,42644 35 70 2,61309 40 75 2,79947 45 79 2,94901 50 85 3,17299 55 89 3,32223 60 95 3,54617 65 99 3,69527 70 105 3,91953 75 109 4,06921 Продолжение. 80 115 4,29231 85 119 4,44231 90 125 4,66578 95 129 4,81576 100 135 5,03959 Таблица 3.4. Численная зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме V = 5м3 при подаче рецикла на вход второго реактора. Графическая зависимость представлена на рис.3.4. Рис.3.4. Зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме V = 5м3 при подаче рецикла на вход второго реактора. На рис.3.4. прослеживается почти такая же зависимость как и на рис.3.3. только различаются мин и мумами знергозатрат. В схеме с охватом рециклом двух реакторов минимум находится ниже (энергозатраты меньше). Обсуждение результатов. Для того, что бы проследить отличия в схемах с различным охватом рециклом, построим совмес т ные графики. На рис.3.5. представлена зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов, постр о енная по результатам количественного анализа. Рис.3.5. Зависимости величины рецикла от суммарного объема реакторов при различном охвате р е циклом реакторов. По графику видно, что при больших величинах рецикла или объема обе зависимости очень близки, а при малых величинах рецикла или объема зависимости отдаляются друг от друга. Например, при фикс и рованном суммарном объеме реакторов V = 300м3, величина рецикла в системе с охватом рециклом двух реакторов R = 5,015657 кмоль/час, а с охватом одного реактора R = 5,175953 кмоль/час. А при суммарном объеме реакторов V =10м3, величины рецикла соответственно равны 14,27051 и 27,5 кмоль/час. Причем, схема, в которой рецикл охватывает два реактора, оказывается выгоднее, чем схема, в которой рецикл охв а тывает один реактор.Т. к. в первой при малых величинах суммарного объема реакторов требуется меньшая величина рецикла, для достижения заданной конверсии, чем во второй. Теперь строим совместный график зависимостей величины рецикла от суммарного объема реакт о ров при различной подаче рецикла по расчетным данным, полученным в программе ChemCad . В обеих си с темах протекает одна и та же реакция изомеризации параксилола в ортоксилол. Начальный поток F =10 кмоль/час содержит только чистый параксилол, xf =1. Ректификационная колонна содержит 70 тарелок. Т а релка питания №35, паровое число Rb =50. График представлен на рис.3.6. Рис.3.6. Зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при различной подаче р е цикла, при поддержании заданной селективности. По этому графику ярче видны различия двух схем, т. к. рассматривается та часть графика, где эти две прямые наиболее отличаются друг от друга. Здесь явно видно, что в схеме с охватом рециклом двух р е акторов при некотором фиксированном значении суммарного объема реакторов требуется меньшая велич и на рецикла для достижения заданной конверсии (и наоборот, при некоторой фиксированной величине р е цикла требуется меньший суммарный объем реакторов), чем в схеме с охватом рециклом одного реактора. Теперь построим совместный график зависимостей энергозатрат от величины рецикла при разли ч ной организацией подачи рецикла. График, представленный на рис.3.7, построен по расчетным данным, взятым из программы Che m Cad . Начальные условия такие же как при построении графика 3.6. В обеих системах протекает одна и та же реакция изомеризации параксилола в ортоксилол. Начальный поток F =10 кмоль/час содержит только чи с тый параксилол, xf =1. Ректификационная колонна содержит 70 тарелок. Тарелка питания №35, паровое чи с ло Rb =50. График построен при постоянном составе смеси в кубе колонны, содержащей x =0.001м. д. паракс и лола, и суммарном объеме реакторов V =5м3. Рис.3.7. Зависимость энергозатрат от величины рецикла при различной организации подачи реци к ла. По графику видно, что энергетически более выгодная схема с охватом рециклом двух реакторов, т. к. при фиксированной величине рецикла в ней энергозатраты меньше по сравнению со схемой с охватом рециклом одного реактора. И оптимальная величина рецикла требует меньших энергетических затрат в си с теме с подачей рецикла на вход первого реактора. Например, при фиксированной величине рецикла R =10 кмоль/час, энергозатраты в системе с охватом рециклом двух реакторов Q =1,60514*107кДж/час, а в системе с охватом рециклом одного реактора Q =186636*107кДж/час. ВЫВОДЫ Проведен анализ стационарных состояний реакционной схемы для р е акции типа А В при различных вариантах организации подачи рецикла. Показана возможность достижения практически полного превращения реагента в рециркуляционной схеме, как при подаче рецикла на вход первого реактора, так и на вход второго. Для различных вариантов организации подачи рецикла определены о б ласти в пространстве величин потока рецикла и объема реактора, при кот о рых возможна 100% -ая конверсия. Проведена оценка минимальных энергетических затрат, необходимых для достижения заданной конверсии в рециркуляционных схемах с двумя р е акторами и ректификационной колонной в случаях различной организации подачи рецикла. Список литературы 1. Тимофеев B . C . Серафимов Л.А., Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза: Учебное пособие для вузов. - М.: Химия. 1992. 2. Жаров ВТ., Серафимов Л.А. . Физико-химические основы дистилл я ции и ректификации. Л. Химия, 1974, 239 с. 3. Петлюк Ф.Б., Серафимов Л.А. Многокомпонентная ректификация. Теория и расчет. М., Химия, 1983. 4. Тимофеев В. С, Серафимов Л.А., Писаренко Ю.А., Солохин А.В. Технология основного органического синтеза. Совмещенные процессы. М.: Химия, 1993. 5 Лебедев Н.Н., Манаков М.Н., Швец В.Ф., Теория технологических процессов основного органического и нефтехимического синтеза, М., Химия, 1975, с.478. 6. Плановский А.Н., Химическая промышленность, 1944, №5-6, с.5. 7. Нагиев М.Ф. Теоретические основы рециркуляционных процессов в химии. - М.: Изд-во Акад. Наук. 1962. с.31. 8. Нагиев М.Ф. Этюды о химических системах с обратной связью. М., Наука, 1971, 92 с. 9. Нагиев М.Ф. Химическая рециркуляция. - М.: Наука. 1978. 10. Кафаров В.В. Принципы создания безотходных химических прои з водств М.: Химия. 1982. 11. Kiss S. A. Ind. Eng. Chem., 1930, v 22, №1 с .10. 12. Маркович И.Б. Труды I Всесоюзного съезда ВНИТО нефтяников, М., Грозный, Новосибирск, ОНТИ НКТП СССР, 1934, с.283. 13. Дуев С. И, Бояринов А.И., Кафаров В.В. Исследование режимов с полным использованием исходных и промежуточных реагентов в системе р е актор-узел разделения. Сб. Системный анализ процессов химической техн о логии. М: МХТИ, 1979. Вып.106. С.96. 14. Дуев С. И, Бояринов А.И. Исследование реакторных систем с р е циклом. Известия ВУЗов СССР. Химия и хим. технол. 1980. №6. С.776. 120 15. Дуев С.И. . Теория рециркуляционной схемы реактор-блок раздел е ния: Дис. докт. техн. наук. М.: МХТИ, 1993. 16. Дуев С.И., Бояринов А.И. Явление температурной неоднозначности в рециркуляционной системе реактор-блок разделения. // Теор. основы хим. технол. 1998. Т.32. №5. С.524. 17. Бояринов А.И., Дуев АИ. Анализ стационарных состояний реактора идеального вытеснения с рециклом. // Теор. основы хим. технол., 1988, т.22, №4, с.402-404. 18. Бояринов АИ., Дуев А.И. Расчет параметров реактора идеального смешения с рециклом для обратимой реакции второго порядка. // Теор. осн о вы хим. технол., 1995, т.29, №4, с.441. 19. Кафаров ВВ., Дорохов И.Н., Системный анализ процессов химич е ской технологии, М., Наука, 1976. 20. Кафаров В.В., Дорохов И.Н., Кольцова Э.М., Системный анализ процессов химической технологии, М., Химия, 1983. 21. Кафаров ВВ., Дорохов И.Н. Системный анализ процессов химич е ской технологии. Топологический принцип формализации. М., Наука, 1979, 399 с. 22. Солохин А.В. Системный анализ рециркуляционных и совмеще н ных реакционно-ректификационных процессов. Дисс. докт. техн. наук: - М., МИТХТ, 1996. 23. Солохин А.В., Благов/ С.А., Тимофеев В.С. Качественный анализ реакционно-ректификационных схем // Теор. основы хим. технол. 1996 т.30. №2. С.151. 24. Чарльз Д. Холланд. Многокомпонентная ректификация, М., Химия, 1969 25. Rose A., Sweeny R. F., Scrodt V. N. Continious Distillation Calculation by Relaxation Method // Ind. Eng. Chem. - 1958. - V.50. - No5. - P.737-740. 26. Komatsu H., Holland Ch. D. A new method of convergence for solving reacting distillation problems // Journal of chemical engineering of Japan. - 1977. - V.10. - No4. - P.292 - 297. 27. Chang J. A., Seader J. D. Simulation of continuous reactive distillation by a homotopy continuation method // Computers & Chem. Engineering. - 1988. - V. 12. -No 12. -P.1243 - 1255. 28. Б.Н. Баутин, Е.А. Леонтович Методы и приемы исследования дин а мических систем на плоскости.М. Наука Физматлит 1990. 29. Мозжухин АС, Митропольская В.А., Тихонова Н.К. Анализ стру к тур диаграмм парожидкостного равновесия // Учебн. пособие, МИТХТ, 1988. 30. Готлиб В. А, Митропольская В.А., Мозжухин А.С. Анализ эвол ю ции фазовых портретов динамических систем ректификации. // Теор. основы хим. технол., т.27, №5, 1993, с.489-494. 31. Митропольская В.А., Мозжухин А.С. Исследование динамических систем ректификации при наличии нулевых концентраций в продуктах // Ф и зико-химические основы ректификации, Сб тр. МИТХТ, М., МИХМ, 1977,. с.118-130. 32. Митропольская В.А. Кандидатская диссертация.М. МИТХТ 1977. 33. Мозжухин А. С, Митропольская В.А. О стыковке траекторий ре к тификации в колоннах бесконечной эффективности // Физико-химические основы ректификации, М, МИХМ, 1977, с.131-137. 34. Карапетьянц М.Х., Химическая термодинамика, М., Химия, 1975 35. Серафимов Л.А., Фролкова А.К. Фундаментальный принцип пер е распределения полей концентраций между областями разделения как основа создания технологических комплексов // Теор. основы хим. технол. т.31, №2, 1997, с.184-192. 36. Серафимов Л.А., Писаренко Ю.А., Тимофеев B . C . Реакционно-массообменные процессы: проблемы и перспективы. // Теор. основы хим. технол. 1993. Т.27. № 1. С.4-13. 37. Солохин А.В., Благов С.А., Серафимов Л.А., Тимофеев ВС. Иссл е дование динамической системы процесса открытого испарения при наличии химической реакции А о В. // Теор. основы хим. технол. 1990. Т.24. № 5 С.579-584. 38. Солохин А.В., Благов С. А, Тимофеев B . C ., Серафимов Л.А. Кач е ственный анализ реакционно-ректификационного процесса с нелокализова н ной реакционной зоной // Теор. основы хим. технол. - 1993. - Т.27. - №5. - С 478 - 488. 122 39. Балашов М.И. . Патласов В.П. . Серафимов Л.А. Правила принц и пиальной протяженности реакционной зоны в непрерывных совмещенных реакционно-ректификационных процессах: Теор. основы хим. технол. - 1980. - .14. - №5. - С.650-658 40. Патласов В.П. Качественные методы исследования реакционно-ректификационных процессов и разработка промышленных совмещенных процессов получения органических продуктов: Дис. докл. техн. наук. - М. . 1996. 41. Балашов М.И. . Серафимов Л.А. Анализ статики непрерывных с о вмещенных реакционно-ректификационных процессов Теорет. основы хим. технол. - 1980. - Т.14. -№6. -С.803-808. 42. Балашов МИ. Физико-химические основы и технологические при н ципы организации реакционно-ректификационных процессов: Дис. докт. техн. наук. - М. 1980. - 564 с.9. 43. Писаренко Ю.А. . Данилов Р.Ю. Выделение предельных стаци о нарных состояний реакционно-ректификационных процессов // В кн.: Ш м е ждународная конференция "Наукоемкие химические технологии". Тезисы докладов - Тверь. 1995. - С.37 - 38. 44. Писаренко Ю.А. . Данилов Р.Ю. . Серафимов Л.А. Возможные виды разделения в непрерывных совмещенных реакционно-ректификационных процессах // Теор. основы хим. технол. 1996. - Т.30. -№6. -С.641 - 649. 45. Писаренко Ю.А. Разработка теоретических основ анализа стаци о нарных режимов реакционно-массообменных процессов. Дис... . докт. техн. наук. - М, МИТХТ. 1998. 46. Гарбер Н.Ю. Анализ статики непрерывных совмещенных реакц и онно-ректификационных процессов с помощью ЭВМ. Автореф. дис... . канд. техн. наук. - М. 1983. - 21 с. 47. Савченко В.П. . Гельперин Н.И. Метод расчета реакционно-ректификационных аппаратов, Теор. основы хим. технол. - 1972. - Т.6, - №5. - С.748-755. 123 . 48. Barbosa D., Doherty F. M. Design and minrmiim-reflux calculations for double-feed multicomponent reactive columns. // Chem. Eng. Sei. 1988. V.43. No.9. - P.2377-2389. 49. Okasinski M. J., Doherty M. F. Design Method for Kinetically Co n trolled, Staged Reactive Distillation Columns. // Ind. Eng. Chem. Res. 1998. V.37. p.2821-2834. 50. Grosser J. H., Doherty M. F., Malone M. F. Modelling of reactive disti l lation systems // Ind. Eng. Res. - 1987. - V.26. P. -983 - 989. 51. Syzulyi 1, Yagi H., Komatsy H., Hirata M. Calculation of multicomp o nent distillation accompanied by a chemical reaction // Journal of chemical eng i neering of Japan - 1971, - V.4. - Nol - P.26 - 33. 52. Komatsu H. Application of the relaxation method for solving reacting distillation problems // Journal of chemical engineering of Japan. - 1977. - V.10. - No 3. -P. 200 - 205. 53. Балашов М.И. Исследование совмещенного реакционно-ректификационного процесса на примере гидролиза метилацетата: Дис... . канд. техн. наук.М., 1967. -246 с. 54. Патласов В.П., Коровина Т.В., Балашов М.И. Экспериментальное исследование реакционно-ректификационного процесса получения пропи л ацетата // Гидролизная и лесохимическая промышленность. - 1985. - №4. - С.4-5. 55. Жучков В.И. Разработка малоотходной технологии производства бутилацетата этерификацией уксусной кислоты: Дис. канд. техн. наук. - М., 1985. 56. Епифанова О.А. Стационарные состояние непрерывных совмеще н ных реакционно-ректификационных процессов (на примере технологии п о лучения бутилацетата): Дис... . канд. техн. наук. - М., 1988. - 180 с. 57. Синегуб В.В. Разработка технологии получения аллилового спирта из аллилацетата в непрерывном совмещенном реакционно-ректификационном процессе: Дис. канд. техн. наук. - М., 1993. - 300 с. 58. Голикова Т.Н. Исследование непрерывного реакционно-ректификационного процесса получения этилацетата: Дис. канд. техн. наук. - М., 1975. - 172 с. 59. Анохина Е.А., Кардона К.А., Писаренко Ю.А., Саксонова О.И., П о номарев В.Н. Основные этапы разработки совмещенных процессов на пр и мере НСРРП получения аллилового спирта бутанолизом аллилацетата Часть 1. Выбор варианта организации совмещенного получения аллилового спирта // Химическая промышленность. - 1996. - №9. - С.689 - 693. 60. Анохина Е.А., Кардона К.А., Писаренко Ю.А., Саксонова О.И., П о номарев В.Н. Основные этапы разработки совмещенных процессов на пр и мере НСРРП получения аллилового спирта бутанолизом аллилацетата Часть 2. Разделение реакционной смеси, отводимой из реакционно-ректификационной колонны синтеза аллилового спирта // Химическая пр о мышленность. - 1996. - №11. -С.537-543. 61. Фролова Е.И. Разработка совмещенного процесса получения эти л формиата: Дис... . канд. техн. наук. . - М., 1992. - 210 с. 62.В.П. Патласов, М.И. Балашов, A . M . Чащин, Л.А. Серафимов, и др. Способ получения этилацетата / А. с.857109 СССР. Заявл.17.07.79; Опубл.23.08.81. Бюлл. №31. 63.М.И. Балашов, Т.Н. Голикова, В.П. Патласов, Ю.А. Писаренко, Л.А. Серафимов, и др. Способ получения этилацетата / А. с.663691 СССР. З а явл.15.09.76; Опубл.25.05.79. Бюлл. № 19. 64. Серафимов, Л.А. Солохин А.В. Математическое обеспечение те х нологических задач основного органического синтеза. М.А.О. Росвузнаука 1992. 65. Podrebarac G. G., Ng F. T. T., Rempel G,L. More uses for catalytic di s tillation, CHEMTECH №5 p.37 66. Серафимов Л.А., Балашов М.И. Реакционно-ректификационные процессы // Астарита Дж. Массопередача с химической реакцией. Л.: Химия, 1971. Гл.17. -С.186-215. 67. Amy R. Ciric, Deyao Gu, "Synthesis of Nonequilibrium Reactive Disti l lation Processes by MINLP Optimization". Dept. Of Chemical Engineering, Un i versity of Cincinati, Cincinnati, OH 45221., 1994, AIChE Journal. 68. Благов С.А. Разработка метода анализа стационарных состояний рециркуляционных реакционно-ректификационных процессов. Дисс... . канд. техн. наук, М, МИТХТ, 1999. 69. Naphtali L. M., Sandholm D. P. Multicomponent separations calcul a tions by linearization // AlChE. - 1971. -V.17. -P.148. 70. Патласов В.П. Исследование реакционно-ректификационных пр о цессов на примерах алкоголиза метилацетата: Дис... . канд. техн. наук. - М., 1977. -160 с. 71. Патласов В.П., Балашов М.И., Чеботаев В.Ф., Получение бутилац е тата из метилацетата и бутанола переэтерификацией, совмещённой со спец и альными методами ректификации // Гидролиз, и лесохим. пром-ть, 1984, №3, с.8-11. 72. Лебедев Н.Н., Химия и технология основного органического и не ф техимического синтеза, М., Химия, 1971. 73. Павлов С.Ю., Горшков В.А., Смирнов В.А. Получение метилтре т бутилового эфира и других высокооктановых эфиров // Химическая пр о мышленность. - 1991. -№5. -С.7-9. 74.А. С.278817 СССР, МКИ3 С07С 41/00. Способ получения 2-метоксипропена // Юркина ОТ., Захарова Й.Н., Миропольская М.А., Сам о хвалов Г.И. (СССР). -1969. -Н/П. 75. Калерин Е.А. Системный анализ реакционно-ректификационных процессов (на примере получения 2 - метоксипропена): Дис. канд. техн. н а ук., М., МИТХТ 1987. 76. Солохин А.В., Благов С.А., Тимофеев B . C . Технологические сх е мы, использующие принцип перераспределения полей концентраций за счет химической реакции // Теор. основы хим. технол. т.31, №2, 1997, с. 193-201. 77. Франк-Каменецкий Д.А. Диффузия и массопередача в химической кинетике, М., Наука, 1967. 78. Перлмуттер Д. Устойчивость химических реакторов, Л., Химия 1976. 79. Левеншпиль О. Инженерное оформление химических процессов, М., 1969. 80. Арис Р., Анализ процессов в химических реакторах, - Л., Химия, 1967. 81. Пономарев В.Н., Саксонова О.И., Тимофеев B . C . Полистациона р ность б процессах непрерывной ректификации. // Теор. основы, хим. технол. 1996. т .30. №4. - с .383. 82. Kienle A. . Gilles ED Computing Multiple Steady States in Homogen e ous Azeotropic Distillation Processes. / Сотр . Chem. Engng. 1994. V.18. Suppl. P. S37-S41. 83. Bekiaris N. . Meski G. A. . Radu СМ . . Mbrari M. Multiple Steady States in Homogeneous Azeotropic Distillation. Ind. Eng. Che. . Res. 1993. V.32, No.9. p. 2023-2038. 84. Bekiaris N. . Meski СМ . . Morari M. Multiple Steady States in Heter o geneous Azeotropic Distillation. Ind. Eng. Che. . Res. 1996. V.35, No. l. p. 207-227. 85. Bekiaris N. . Morari M. Multiple Steady States in Distillation; x/x Pr e dictions. Extensions and Implications for Design. Synthesis and Simulation // Ind. Eng. Chem. Res. 1996. v.35. Noll. - p.4264. 86. Мозжухин А . С . Сеченых АИ . Полистационарность в непрерывной ректификации и реализация выбранного стационарного состояния. // Ученые записки МИТХТ. вып.1. 1999. с .70-75. 87. Chavez R. C. Seader J. D. . Waybum T. L. Multiple Steady-State Sol u tions for Interlinked Separation Systems. It Ind. Engng. Chem. Fundam. 1986. v.25. - p.566. 88. Тимофеев B . C . . Солохин А В. . Калерин Е.А. Полистационарные состояния в реакционно-ректификационном процессе // Теор. основы хим. технол. - 1988. - т.22. - №6. - С.729-733. 89. Писаренко Ю.А. . Серафимов Л.А. Стационарные состояния пр о цесса дистилляции с химической реакцией. // Теор. основы хим. технол. 1991. т.25, №3. с.422-426. 90. Писаренко Ю.А. . Анохина Е.А. . Серафимов Л.А. Поиск множества стационарных состояний противоточных реакционно-массообменных пр о цессов // Теор. основы хим. технол. - 1993. - Т.27. - №6. С.586 - 590. 91. Писаренко ЮА. . Епифанова О.А. . Серафимов Л.А. Стационарные режимы одноотборньгх реакционно-ректификационных процессов // Теор. основы хим. технол. - 1987. - Т.21. - №4. - С.466 - 469. 92. Ciric A. R. . Miao P. Steady-State Multiplicities in an Ethvlene GKcol Reactive Distillation Column. // Ind. Eng. Chem. Res. 1994. v.33. - p.2738. 93. Jacobs R. . Krishna R. Multiple Solutions in Reactive Distillation for Methyl tert-Butyl Ether Synthesis. // hid. Eng. Chem. Res. 1993. v.32. - p.2438. 94. NijhutS S. A. . Kakhof F. P. J. M., Мак AN S. Multiple Steady States During Reactive Distillation of Methyl tert-Butyl Ether // lnd. Eng. Chem. Res. 1993. v.32. -p.2767. 95. Hauan S. . Heitzberg Т . . Lien KM. Why MTBE Production by Reactive Distillation May Yield Multiple Solutions - // lnd. Eng. Chem. Res. 1995. V .34. p .987. 96. Солохин А.В. . Благов С.А. . Тимофеев B . C . Анализ энергетических затрат в системах с селективным обменом веществом с окружающей средой /У Теор. основы хим. технол. . т.31. №1. 1997. с.56-61. 97. Кафаров ВВ. . Ветохин В.Н. . Бояринов АИ. Программирование и вычислительные методы в химии и химической технологии. - М.: Наука. 1972. с.486. 98. Ортега Дж. . Рейнболт В. Итерационные методы решения нелине й ных уравнений со многими неизвестными - М. . Мир. 1975. - 558 с. 99. Hirose Y. . Tsuba M. Straighforward determination of attenuation factor and treatment of nonphysical values for the Newton-Raphson method - an appl i caton to distillation system /'/ Journal of chemical engineering of Japan. - 1978. - V.11. -No2. P.102-106. 100. Broyden C. G. A class of methods for solving nonlinear simultaneous equations II Mathematics of Computation. - 1965. - V, 19. - P.577. 101. Barbosa D. Doherty F. M. Design and minimum-reflux calculations for single-feed multicomponent reactive distillation columns // Chem. Engng. Sci. - 1988. 102. M. Tavana. D. N. Hanson lnd. Eng. Chem. Process Des. & Develop.18 №1 1979 154-156. 103. Shiras R. N. . Hanson D. N... Gibson G. H lnd. Eng. Chem.42 №5 1950 871-876. 104. Bachelor J. B. Petroleum Refiner 36 №6 1957 161-170. 105. Underwood. A. J. V. J. lnst. Petrol.32M946 598-613. 106. Underwood. A. J. V. J. lnst. Petrol.32 1946 614-627. 107. Underwood. A. J. V. Chem. Eng. Progr .44 №8 1948 603-614. 108. Благов С.А. . Солохин А.В. . Клемешова С.А. . Тимофеев ВС Сравнительный анализ системы реактор-колонна и совмещенного реакцио н но-ректификационного процесса на основе энергетических затрат. // 109. Теор. основы хим. технол., 1995, т.29, № 1, с.15-21.109. Коган Л.М. Производство и переработка окиси этилена в Германии. - М.: 110. Госхимиздат. 1947. С.121. ПО. Дымент О.Н., Казанский К.С., М и рошников A . M . Гликоли и другие производные окисей этилена и пропилена. - М.: Химия. 1976. с.376. 111. Квокенбуш Б., "Хелкон", пат. США №3872164; Получение эт и ленгликоля через образование эфиров гликоля. 1975. Изобретение стран м и ра. 1976. 112. Иоффе Б.С., Новикова Т.А., Химическая промышленность. Обзо р ная информация. Производство этиленгликоля за рубежом, М.: НИИТЭХИМ, 1980, с.36. 113. Гороззи Л., Тилтон ВВ., пат. США №3629343, 1971; приор. Англ. патент №1177877, 1970, Получение этиленгликоля из этиленкарбоната; Из о бретения стран мира, 1972. 114. Brownstein A. M. Hydrocarb Process. 1975. v.53. p.129-132. 115. Hydrocarbon Process., 1978, 57, №4, с 166. 116. Монтикото Ниро и др., Япон. заявка №22406, 1973, Катализаторы для процесса гидратации окиси этилена; М., Химия, 1975. 117. Солохин А.В., Благов С.А., Тимофеев В.С. Влияние рецикла на производительность реактора // Теор. основы хим. технол. 1995. т .29. №5. С .528. 118. Henley E. J., Seader J. D. Equilibrium-Stage Separation Operations in Chemical Engineering. JOHN WILEY & SONS. New York, Chichester, Brisbane, Toronto, Singapore. 119. Рид Р., Праузниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей, Л., Химия 1982. 120. Назанский С.Л., Солохин А.В., Благов С.А., Тимофеев B . C . Ан а лиз возможных стационарных состояний системы реактор - ректификацио н ная колонна с рециклом для реакции типа А+В<=>С // Теор. основы хим. технол. т.33, № 3, 1999, с.1-7. 121. Назанский С.Л., Благов С.А., Солохин А.В., Тимофеев B . C . Ан а лиз стационарных состояний системы реактор - ректификационная колонна с рециклом при наличии нескольких химических реакций // Тезисы до к ладов V Международной конференции "Методы кибернетики химико-технологических процессов" Казань 1999, с 127. 122. Назанский С.Л., Благов С.А., Солохин А.В., Тимофеев B . C . Сра в нение системы реактор - ректификационная колонна и совмещенного реа к ционно-ректификационного процесса с позиции энергетических затрат // Т е зисы докладов V Международной конференции "Методы кибернетики хим и ко-технологических процессов" Казань 1999, с 126. 123. Назанский С. Л, Солохин А.В. Стационарные состояния комплекса реактор - ректификационная колонна с рециклом при протекании параллел ь но-последовательных реакций // Тезисы докладов VI Международной конф е ренции "Наукоемкие химические технологии" Москва 1999, с 109. 124. Назанский С.Л., Благов С.А., Солохин А.В. Анализ минимальных энергетических затрат в совмещенном и рециркуляционном реакционно-ректификационных процессах // Тезисы докладов VI Международной конф е ренции "Наукоемкие химические технологии" Москва 1999, с 116. 125. Назанский С.Л., Солохин А.В., Благов С.А., Тимофеев B . C . Ст а ционарные состояния реакционно-ректификационных процессов на примере реакции типа А+В<=>С // Наука и технология углеводородов № 4, 2000, с.110-115. 126. Bronsted I. N., Kilpatric M., J. Am. Chem. Soc, 1929, v.51, №2, p.428-461.
1Архитектура и строительство
2Астрономия, авиация, космонавтика
 
3Безопасность жизнедеятельности
4Биология
 
5Военная кафедра, гражданская оборона
 
6География, экономическая география
7Геология и геодезия
8Государственное регулирование и налоги
 
9Естествознание
 
10Журналистика
 
11Законодательство и право
12Адвокатура
13Административное право
14Арбитражное процессуальное право
15Банковское право
16Государство и право
17Гражданское право и процесс
18Жилищное право
19Законодательство зарубежных стран
20Земельное право
21Конституционное право
22Конституционное право зарубежных стран
23Международное право
24Муниципальное право
25Налоговое право
26Римское право
27Семейное право
28Таможенное право
29Трудовое право
30Уголовное право и процесс
31Финансовое право
32Хозяйственное право
33Экологическое право
34Юриспруденция
 
35Иностранные языки
36Информатика, информационные технологии
37Базы данных
38Компьютерные сети
39Программирование
40Искусство и культура
41Краеведение
42Культурология
43Музыка
44История
45Биографии
46Историческая личность
47Литература
 
48Маркетинг и реклама
49Математика
50Медицина и здоровье
51Менеджмент
52Антикризисное управление
53Делопроизводство и документооборот
54Логистика
 
55Педагогика
56Политология
57Правоохранительные органы
58Криминалистика и криминология
59Прочее
60Психология
61Юридическая психология
 
62Радиоэлектроника
63Религия
 
64Сельское хозяйство и землепользование
65Социология
66Страхование
 
67Технологии
68Материаловедение
69Машиностроение
70Металлургия
71Транспорт
72Туризм
 
73Физика
74Физкультура и спорт
75Философия
 
76Химия
 
77Экология, охрана природы
78Экономика и финансы
79Анализ хозяйственной деятельности
80Банковское дело и кредитование
81Биржевое дело
82Бухгалтерский учет и аудит
83История экономических учений
84Международные отношения
85Предпринимательство, бизнес, микроэкономика
86Финансы
87Ценные бумаги и фондовый рынок
88Экономика предприятия
89Экономико-математическое моделирование
90Экономическая теория

 Анекдоты - это почти как рефераты, только короткие и смешные Следующий
Недавно я понял одну жизненную мудрость: одежду надо покупать под цвет шерсти своего кота.
Anekdot.ru

Узнайте стоимость курсовой, диплома, реферата на заказ.

Банк рефератов - РефератБанк.ру
© РефератБанк, 2002 - 2016
Рейтинг@Mail.ru