автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.08, диссертация на тему:Моделирование реакторов окислительного пиролиза и вопросы микросмешения

АКАДЕМИЯ НАУК АЗЕРБАЙДЖАНА

ИНСТИТУТ ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ПРОБЛЕМ ХИМИЧЕСКОЙ ТЕХНОЛОГИИ им. М. Ф. НАГИЕВА

Иа правах рукописи

ГУСЕЙНОВА ФАРИДА КАМИЛ кызы

МОДЕЛИРОВАНИЕ РЕАКТОРОВ ОКИСЛИТЕЛЬНОГО ПИРОЛИЗА И ВОПРОСЫ МИКРОСМЕШЕНИЯ

05.17.08 — Процессы и аппараты химической технологии

АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание ученой степени кандидата технических наук

БАКУ — 1992

Работа выполнена в Институте теоретических проблем химической технологии им. М. Ф. Нагиева АН Азербайджана.

Научные руководители:

академик АН Азербайджана, д.х.н.,

профессор Т. Н. Шахгахтинский;

д.т.н. Р. А. Караев.

Официальные оппоненты:

доктор технических наук, профессор А. Г. Абилов;

доктор технических наук, профессор Р. М. Касимов.

Ведущая организация — Азербайджанский государственный институт по проектированию предприятий химической и нефтеперерабатывающей промышленности (АзГИПРОНЕФТЕХИМ)

Защита состоится « $ » ф. года на за-

седании специализированного совета Д 004.09,01 при Институте теоретических проблем химической технологии АН Азербайджана по адресу: 370143, Баку, пр. Азизбекова, 29.

С диссертацией можно ознакомиться в библиотеке ИТПХТ АН Азербайджана.

Автореферат разослан «

а 1992

г.

Ученый секретарь Специализированного совета кандидат химических наук

Н. М. КАСУМОВА

суддрс-тг. -нчдя

ВИБЛКО-ТеКА-

РОССИЙСКАЯ

- 3 -

ОЫИЛЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ

Актуальность раооты. одним из наиболее перспективных направлений развития химической промышленности является Ечсокотемпэра-турная химическая технология, от технологического горения до плазмопмга. Естественно, что с промышленным освоением высокотемпературной химки. возникает необходимость в дальнейшем теоретическом осмыслении процессов, лекалах в 1а основе. Наиболее распространенная реализация технологического горения - окислительный пиролиз (011) метана1с целью получения ацетилена - остается без теоретически ососновшной математической модели, построенной с учетом совокупности физико-химических яьлений, имеющих место в реакторе. Перенести метода расчета горелочных устройств на аппарата технологического горения не удается: единственную суммарную реакцию окислит, которой охватывается вся совокупность реакций, приходится заменять усложненной кинетикой. Поскольку привлечение численной гидродинамика к расчетам реакторов технологического горения евд не представляется возможным, то возникает задача описания процессов на промежуточном урогне сложности методами математического моделирования, туроу.^ьтноегь и микросмешениз - два аспекта физико-химической кар:'шш - оказываются связанными меаду собсЯ, слс-дстьием чего является оОрыдегае к моделям мжросмешения для описания турбулентного горения.

Технологическое горение и шазмохимия развиваются до настоящего ьремени как два независимых течения. Актуальной задачей видится совмещение этих двух методов в одном процессе, что мокет совлинсироьать сырьеьие и энергетические затраты, приведя к опти-мальнсму решешш.

Целью работы является создание математических моделей реактора ОП и,электрохимической камеры горения (ЭХКГ), в которой происходит конверсия метана в ацетилен в процессе неполного горения природного газа с джоулевым подогревом, а также разработка рекомендация по ьыОору параметров процессов и моделей для увеличения конверсии, доказать достаточность уровня адекватности двухпэра-ыетричеехих рециркуляционных моделей со сложной кинетикой реактором неполного смешения.

Научная новизна. В работе псквзадо, »¿то одаопораыетрическив

рециркуляционные модели со сложной кинетикой недостаточно точно описывают процоссы происходящие в химических реакторах и не подходят для исследования ах устойчивости и множественности. Создана двухппрэметрпческие рециркуляционные модели адекватные реакторам ггромез-утсчкого уровня суегеиия со сложным химическим процессом. Созда;ы теоретически обоснованные обойденные математические модели ЭХКГ Е реактора ОП, предускатризавдие возможность расчета по различным системам кинетических реакция. Создана методика расчета процесса, протекяпцего в реакторах ЭХКГ к OIT, на основе этих математических моделей и определения параметров .оптимальных режимов работы реакторов.

Практическая ценность. Созданные обобщенные математические модели использовались для прогнозирования выхода продукта и расчета оптимальных режимов работы реакторов ЭХКГ и ОП, а таксе для масштабного перехода и других расчетов при проектировании и конструировании подобных реакторов в промышленности. Определены параметры регомов работы реакторов, дэшие увеличенный выход продукта с в% до 12-14,7% в ЭХКГ и до 9-5 03 в реакторе ОП гирогаза после удаления ьлаги.

Апробация работа. Результаты работы докладывались на различных Республиканских конференциях молодых ученых и аспирантов (Баку, 1979 г.; Таллинн, 1S83 г.; Баку, 1984 г.; Беку, 1988 г.). на XII Менделеевском съезде по обвей и прикладной хиши (1981 г.), на Бсесозных конференциях "Динамика процессов и аппаратов хим. технолога!" (Воронен, 1935 г.) и "Методы кибернетики химико-технологических процессов" (Баку, 1987 г.).

Публикации. По материалам диссертации было опубликовано 11 печатных работ.

Объем и структура работы. Диссертация состоит из введения, четырех глав, выводов ж списка литературы.

- б -

ОСНОВНОЕ СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

ГлпЕв 1 посажена оОйору теории ыикросмешекия с точки зрения возмокиостей ее применения к высокотемпературным газофазным реакторам и использования для представления турбулентности с химическими реакциями. Рассматриваются теоретические работы, посвященные макро- и микросмешению, в значительной мере представляющие собой построение математических моделей конкретных процессов о иеслоиюй кинетикоЯ или конкретных реакторов. Теоретическое описание микросмс-щешя, в частности на основе теории турбулентности, не разработано настолько, чтоои его можно Ои-о использовать непосредственно для расчета конверсии.

Рассматривается работы, описывающие различные механизм и схеш реакция кинетики процесса окислительного пиролиза, а тагам условия протекания процесса получения ацетилена в различных реактора! с учетов их специфики.

Глава 2 отведена развитию некоторых представлений теории микросмешения: обращение к коде ляп мдаросмршения с рециркуляцией связано с намерением впоследствии применить их к горелочнш устройствам.

Модели макросыеиения строятся на основании гидродинамических исследований, где и реакторное, и модельное пространства с помо-цью гидродинамических параметров можно привести во взаиыоодао-значное соответствие. Учитывая, что усложнение модели позволяет такае более гочне произвести ид^-нтаХикациь процесса при ее под-гонко, рассматриваются дьухлареыетрические модели даух типов.

Большинство моделей промежуточного типа представляют реактор как совокупность двух реакторов: полкой сегрегации и максимального никросмешения. Так как степень сегрегации не определяет однозначно конверсию, схема расчета которой разделяется на два этапа: нпхоадение функции распределения времени пребывания по модели макросмешения и определение конверсии реактора по модели мик-росмеш'.чшя, возникает потребность во введении дополнительного параметра, связывающего эти два типа моделей в единую. Необходимо

- б -

было изучить поведение модели в уелоииях сложного химического процесса, описываемого кинетикой Ленгмюра-Хиншельвуда со сноро-стыз реакции

лс

г (С) =

(1 + КС)а

В основе моделей тек называемого коалесцентко-редисперсного тйпа заложено, чта среда внутри реактора представляет собой совокупность глобул, -которые взаимодействуют между собой таким образом, что концентрации их усредняются „ условия в отводном канале оо^чио не рассматривается, так как охи не влияют на конверсию в реакторе.

В4 денной работе за основу взята модель подобного тила, вариант макромикросмеситель, так как в нее включена рециркуляция, что обуславливает непрерывное распределение концентрации в отклике. Параметры микросмешения следующие: II - кс&ДОгциент рециркуляции, ж - доля объема реактора, занятая микросмесителем. Тогда модель можно изобразить как на рис.1. Из материального баланса получаем модельные уравнения Для стационарного режима

ае На Хл Х„ = Х_--------------0

0 ° я о + хв)2

1

X.

1 + й

/,(*> ИХ,Л) ах + Я Г /,(т) Ш0,Х) <3т

'о о

где Шр.1) = 1рехр( - Вах- 2(Х, - Х?) - — (X* -

ЦХр,т) « Х0ехр( - Бах - 2(Хг - Хд) - ~(Хгг - X*))

1 + д г г й 1 (Я "1

« -- 1--сНехрС-сгс) - 1— - Ыехр(-1п)

1 Г. В 1 1 Г ЯТ5 Ж о.& ■ — 1 + — * 4 — 1----

2 I 4 (, ге) х

Рис. 2. Профили безразмерно!* концентрации; в параметрическом пространство для .¥р = 20.

- а -

и уравнение степени сегрегации реактора имеет вид 1 Г , зе ас2»

1 Г , х

4 в - И - ж 11 + —

1 + Я [ 1 Я

а также должна удовлетворяться условия при 0 < х < 0,25

Я > * ♦ 2 у~* > или < я < - 2 ** >

1 - 4а 1 - 2ж 1 - 4эе

Учитывая нолгченныб условия для значения параметров модели ае и Я, а та:ж используя уравнения, рассчитаны профили всех возможных Хд для какдого заданного и эе при различных Я. Таким ■образом определяется множественность стационарных состояний модели в различных точках параметрического пространства и результаты расчетов показаны на рис.2.

Та же кинетика для модели с совмещенными средами, изображенной на рис.3, приводит к следующему виду модельных уравнений:

ас кьс (Я + 1 - ь>(1 - г)-+ ъс +--^ = ъср

Й2 (14 ког *

1

(Я + 1 - Ъ) 'С(О) = Я / С(2) <±г + (1 - Ь)СГ 1 °

Сои< с ; С(г) йг о

и степень сегрегации для этой модели

(1 - Ъ)г

(1 + Я)2 - ьг

Учитывая, что область значений параметров модели не ограничена, рассчитанные прсфига безразмерной концентрации приведены на рис.4.

Полученные решения позволили рассмотреть проблему, касащую-ся многозначности решений, предстевляаду» интерес для расчета высокотемпературных реакторов смепения: учет бифуркации может открыть путь повышения производительности. На рис.2, 4 приводятся решения для даухпзреметрических моделей микросмешения и пока-

.7 9 -

$(/*/?) А (г)с/г

Рис. 3. Схема модели с совыеценшыи средами.

1 1 II

0 1 А

г

а»

О.V

0}

а«

01 О/ (У й (¡5 04 С.> • 0.1 « (0

Рис. 4. Профили безразмерной концентрации в параметрическом пространстве для = 20.

зано, что тогда.диапазон неоднозначности конверсии воз1Шкает в значительно су летом интервале уровня микросмевения, предельно приближающемся к молекулярному.

в г.'пвр 3 приводится расчет процесса, сочетавшего ОП и плаз-мохимпесхий метод. В реакторах технологического горения основной внимание уделяется условиям смешения, а режимные характеристики и физико-химическая обстановка в реакторном пространстве не могут в значительной степени ьйрьчроБЗТься, так ка;; число управляющие воздействий ка процесс ограничено. Для увеличения эффективности технологического горения становится желательным введение нового факторе, вдияхпего на процесс и, в частности, позволяющего при нэобходимоста г.овызать температуру. Пространственная однородность, интенсивность нагрева, возможности снижения энергетических затрат к появление дополнмтэльной степени свободы в управлении, обо- яошьавт идеи применения диффузного разряда в области технологи;? органического синтеза. Сочетание особенностей, присуща обеим упомянутым способам, реализуется при ведении процесса I. ЗХКГ. Расчет "окого процесса проводится в приближении идеального штеекеяия.

Термодинамический расчет состава продуктов горения и термического разложения природного газа в заданном диапазоне температур и коэффициентов избытка окислителя (кислорода) производится для предварительной оценки основных параметров процесса, так как состав и термические свойства равновесных продуктег горения находятся в однозначной зависимости от элементного состава исходных веществ, температуры и давления, при которых он производится. Било принято, что диапазон температур несколько превкаакшй в обе стороны возможные температуры ведения процесса - 14003800 К при давлении 0,98*105 Па и коэффициенте избытка окислителя а в интервале 0 « а ^ 0,4. Учитывалось 19 компонентов, получившие следуэдге номера, которыми они будут обозначаться в в дальнейшем:

1 - СНА ;- В - СгЕ, \11-%0 '16 - СН

г. - ^

3 - СО

5 - Н

4 -Л,

10 - С

7 - С2Н

12 - С02 17 - С3

13-0 '18 - С2

14 - ОН 19 - СН3

15 -СНд,

Система уравнений термодинамического равновесного состава пирогаза при заданных температурах и давлении имеет одно и только одно действительное положительное ре з: ста о, из которого определяется ае^(Т) - мольные (объемные) доли и концентрации С,(Г).

На основании компонентного состава находятся параметра смеси в равновесном состоянмг.плотноеть, молярнся к«эсса смеси, удельная энтальпия смеси. Значении удельной энтальпии компонентов и}(Т) принята согласно термодинамическим таблицам, но отсчет ведется от 298,15 к с учетом энтальпии образования (298,15 К).

Для определения энтальпии компонентов при температурах Т от 600 до 1000 К пользовались аппроксимацией кубической пзраболой. Результата сведены в таблицу и приведены в диссертации.

На основании расчета вложенной энтальпии построены зависимости между температурой пирогаза Т в равновесном составе и энтальпией I, вложенной а 1 кг смеси. С помоадю этих графиков мо*-> но оценить температуру пирогаза на выходе из реактора.

Били проведаны кинетические расчеты конверсии метане в ацетилен с учс-тсм вложенной энтвльпии за счет электрического разряда. Учет всех элементарных стадий этого процесса в кинетических расчетах казалось должен сыл Сн способствовать точности предсказания показателей промышленных установок. Однако кинетический параметры атих стадий вводятся не всегда достаточно.обоснованно; и в соответствии с законом произведения вероятностей надежность конечного результата уменьшается. Для описания окисления метана обратились к суммарным реакциям. Джоулев подогрев-сильно ускоряет возрастание температуры выше значений, характерных для ОП.

Все реакции, учитываемые в кинетических расчетах, вместе с константами их скоростей сведены в таблицу.

Программа, по которой проводились кинетические расчеты, учи-

Таблица

Реакции, учитываемые в кинетических расчетах

к = А З*1 ехр(- ЕГ/Й^Г]

Е

Л п кДж/моль

2,09'Ю11 0 260

4,50'1013 с 380

0 269

2,57"10е 0 167

2.90М08 с 80,17

3.39М07 0 0 .

4,17'Ш10 0 448

2.20М06 1/2 387

3.63Ч07 -3/2 0

109 0 440

3.70*105 0 2,9

5.С0М07 0 983

4,92;106 0 176

3,98'107 0 0

7,6440е 0 247

5,50-Ю6 0 203

2,ООМО6 0 192

2.75М012 0 305

1,20-108 0 247

1,10-107 0 202,5

ЯЛ

Реакция

сн4 «■ ог

СИ, -

СА

Сгн„

с2н + нг

со + нго + нг

1/2 С„Н6 т 1/2 Нг

Я

сл

*■ и ■

н, + к — н"+ н + к нго + ы -со + он -сог + н -

нг +

1/2 О,

сгн + с2ч„

СгНл .

огщ, нг —» огн + н2

--- СгБг + Ы

—> с.н + н — н + ы

--- 4- К

—* Н + ОН ■:■ сог + Н —» СО + ОН

н2о

+ Ы

СА

сгн2

А + н

2 СО + Н - с4н3 + Н

2 СН,

СгН2 + 2 НгО

з н2 * сгн2

сгнг

2С + Н,

3 Нг + 2 СО

тывала привеченные в таблице реакции, изменение температуры, вызванное химическими превращениями и джоулевым подогревом, и объемнее расширение реакционной смеси. Использовались в программе те же данные, что и для термодюш/ических расчетов. Программа процесса может трансформироваться в зависимости от выбранной кинетической схемы процесса, предусмотрена возможность продолжения расчетов после прерывания.

Подсчеты развития реакции во времени показали, что включение электрического разряда при одновременном снижении коэффициента избытка окислителя приводит к поешеешп) выхода ацетилена. Обнадеживающе результаты стимулировали постановку экспериментов по

получению ацетилена методом ОП с наложением диффузного разряда.

В качестве начальных данных задавались коэффициент избытка окислителя а, плотность тока J, вложенная энтальпия, отнесенная к 1 кг метана - I, гв - температура предварительного подогрева и удельная электропроводность оо' Г0), имевшая степенную зависимость от Т. Значение оо, подобранное таким образом, чтобы получить наибольший выход ацетилена, оказалось в пределах 0о(Го= 298 К) = Ю"13-Ю"15 См-м"! Типичный вид изменения состава пирогаза приведен на рис.5.

Температурная кривая имеет довольно слоишй вид, что объяс- ' няется изменениями вкладов экзотермического процесса горения и эндотермического процесса пиролиза природгого газа в общую картину протекания реакции. Однако, к моменту выгорания метана намечается заметная тенденция падения температуры реакции в силу преобладания процесса пиролиза.

Расчета производились по двум различным кинетическим схемам и привели к различным результатам. Первый вариант - кинетика чистого пиролиза, неприменима к ОП. В этой схеме учитываются реакции * * 1 - 14' из таблицы. •

Расчет доводился и по второму варианту, когда стадии - синтез ацетилена и его распад - описываются каждая с помощью единственной реакции. Во втором варианте учитывались реакции ЛИ 1,

- H -

l,S lû

а с

Рис. Б. Изменение массовых долей компонентов пирогаза температуры Г и напряжения U со временем в окислительном пиролизе с наложением диффузного разряда: 2'н = 1100 К, J = 9540 оо(298 1С) ■= О.б'Ю"14 См/м, а = 0,22,

1шах 3 6(5 смеси, Тв/ = 900 К.

4J

о,г

6>о

Л--1 ■

7 А 3 Л? // .V? Ч ЛГ

-Г --— - кг SÎ%

Рис. 6. Выход ацетилена f/T>ax в зависимости от удельной вложенной энтальпии I: 1 - по первому варианту расчета; 2 - по второму варианту расчета; © - экспериментальные дшгш-j

7 - 10, 12, 14 - 16. Расчеты по второму варианту при а = 0,2 приЕели к несколько оольазй конверсии в ацетилен, чем по первому.

Общий характер изменения состава гагрогаза не меняется и остается, в обшем виде таким же, как и для первого варианта, что видно из сравнения кривых на рис.6. Проведенные расчеты подтверждены экспериментами и могут послужить основой моделирования процесса на полупромышленной стадии, так как при промышленной реализации ОП мольные доли ацетилена в пирогазе не солыае 3%, а описываемый метод ведения процесса в условиях неполного горения с диффузным разрядом швызве: содержание ацетилена до 14,7%. что соответствует наибольшему выходу его ®Атлх = 0,4-0,47 кг С^/ кг СНД.

Из расчетов наглядно видно предпочтительное направление выбора величины коэффициента избытка окислителя а и принимался равным 0,2 - 0,22, гак как дальнейшее его снижение создавало неустойчивости в режимах.

Прг расчете рассматриваемой модели реактора ОП в приближе-■нип идеального вытеснения при различных плотностях тока, то есть при наложения доЭДузкого разряда различной интенсивности, выявляется Следующее явление. При плотности тока } « 10 кА/мг выход целевого продукта - ацетилена," - ь среднем, 14,3 объемных процента, а максимум температура приходится примерно на 2700 -2900 К. На рис.7 показана зависимость выхода ацетилена во времени от вложенной энтальпии з 1 кг смеси метана и кислорода при различных значениях плотности тока / и для разных вариантов счета. Из рисунка видно, как с изменением одного управлявшего параметра процесса - плотности тока ], увеличивается стоимость ацетилена, которая растет с увеличением расхода электроэнергии на получение одного килограмма СгНг. '

Кроме того, если учесть, что при каздом значении J мокно еще и ограничивать вклад даоулева подогрева в энтальпию некоторой величиной и, тем самым затормозить догорание компонентов ш-рогаза. па рисунке а показана зависимость выхода ацетилена от ве-

Рис. 7.

Зависимость выхода С.,!^ от вложенной внташшш* I кг смеси

метана и кислорода при различиях плотностях тока по первому варианту - \ - J = 9,34 кА/'м2. 2 - / = 20 кА/м2, 3 - / «= 30 кА/м^.по второму варианту - 4 - } - 9,34 кА/м2.

Рис. 8. Зашсимасть выхода C?Hg во'времеии при платности токв J » 9,34 кА/м2 от максимального значения• вложенной ьнтадыш IMt, по достижении которого элоктроподогрен пярог&за ■. отключается (этот момент отмечен нв графиках вночном 1 - IBiaI = 8,5 ВДас/кг смеси; 2 - > "9 ЦДж/кг смзси: 3 - = 9,5 ЫДж/кг смэои; 4— ■? ;iS Mix/кг смеси.

личизш максимальной влокенной энтальггии I и после отключения

тпах

электроэнергии. Отсюда следует, что наиболее оптимальным вариантом проведения рассматриваемого процесса является случай, когда для каждого набор? упровляяцкх параметров процесса электрический разряд создается линь на том участке длины реактора, где содержание целевого продукта растет (считается, что реактор описывается моделью идеального вытеснения). Тогда можно увеличить производительность реактора для кэядого рекимэ работы путем изменения длины участка реактора, на которой обеспечивается джоулев подогрев, установи? электроды около входа в реактор и в точке максимального содержания С^ з пирогазэ. Так как увеличением плотности тока 3 увеличивается стоимость целевого продукта, тогда мокно заключить, что с уменьшением значения 3 результаты процесса улучизютсл. Однако минимальное значение плотности тока } лежит где-то выше нуля и определяется экспериментально физическими условиями ведения процесса, такими как стабильность разряда, мощность тока и др.

Тчкгм образом, добавление джоулева подогрева к ОП согласно проведенным расчетам и экспериментальным исследованиям приводит к повышении выхода ацетилена. :

Так-как ЭХКГ описывается моделью идеального вытеснения лип» в первом приближении, для более точного описания денного реактора построена более сложная модель, приведенная в настоящей работе, и простейшая модель заменена более адекватным описанием.

Промышленное производство ацетилена ОП обычно проводится в реакторах туннельного типа, а из-за широкого распространения ОП даже незначительное его усовершенствование мохег дать заметный экономический эффект, то первое продвижение к обоснованному расчету обычно связано с математическим моделированием, чему и посвящена глава 4. Модели микросмешения, рассмотренные.в главе 2, используются для расчета начального участка реактора, охваченного обратными токами, лмевдеми место при турбулентном горении.

Расчет же всего реактора проводится на основании простейшей

тейшеЯ комбинированной модели, представляющей реактор в вида последовательности зон смешения и г.итеснения. Учитывая гидродинамическую обстановку, складываотуюся в реакторе ОП, и то, что микросмеиение зависит от Я - коэффициента рециркуляции, определящего выравнивание температурного и концентрационного полей, вводится дополнительный параметр ае - доля объема реактора, соот-ветствущая зоне смешения.

Поскольку реакции пиролиза развиваются за рециркуляционной зоной, в зоне смешения все реакции окисления сведены в одну брутто-реакцих

-. (1 - 0,)СО + ¡^CiX, + Ц + Рг)НгО + (1 - рг)Нг

где р1( р£ - вмпирические поправки для уточнения модели. Остальные реакции, учитываемые а расчетах зоны смешения, приведены в таблице цод А» 2-4 и 15. р, « рг « 0,05.

Зона вытеснения рассчитывается с учэтом 1-14 реакций из таблицы и р, = рг " 0.

Сравнение результатов расчета с опытными данными, приведены на рис. 9, по реакторам трех масатасюв - лабораторному, полупромышленному и прсмынленноку - привело к удовлетворительному согласию вполне достаточному для того, чтобы предложить модель для расчета промышленных реакторов. Опыт моделирования реактора ОП оказался удачным. Определены реш-ш работы реактора Oil с улучшенным выходом ацетилена да 0,33 кг cyig/кг СНД. Иследована устойчивость реактора ОП в прислииешш идеального смешения.

ВЫБОРЫ

1. Разработана методика расчета конверсии в реактора смешения со сложной кинетикой по модедеям микросмевеяия рещфкулящганного и коалесцентио-дасперсионного типа. .

; 2. Показано, что область кножзстьанности реаекия в двухпаремат-ричесшк моделях предельно оукается я хфибдедается к области

S)

w t 6

* г

о

да

с 'Of—;а » 40 ки so

i,7 to"* 4 J ь —

ZD U3 К

ISOO 1700 I i allies

о ко;_«и саз »и ew

2ZZi. 5 '

С "

Рис. 9. Конверсия в реакторах различного масштаба по модели и экспериментальным данным (о). Распределение мольчсй доли CgHg х в пирогазе после удаления влаги:

а) лабораторный - Qf = 1,62'Ю"5 ьз^/с: 1 - х = 0,221. 2 - ж = 0,447. -е = 2,74"Ю~а с, Г - распределение температуры при эе = 0,221.

б) полупромышленный - Q, - 0,175 нм3/с: 1 - х = 0,278, 2 - ае = 0.426, 3 - Ж = 0,720. ^ = 3,6"Ю-4 с, Г -распределение температуры при ае = 0,426.

в) прошвле.шый - = 7,96 нм3/с: 1 - ае = 0,203,

2 - эе = 0,427, 3 - ге = 0,720. = 1,87МО"4 с, Г -распределение температуры при ж = 0,203.

- 2C -

множественности конверсии для смешения на молекулг.ряг,* уровне.

3. Создана модель реактора ОП в диффузном ьлектрич"Гком разряде - ЭХКГ, учитыващая сффузию тепла и аемпег? рную зависимость электропроводности.

4. Проведен расчет реактора и найдеш реиимг приводящие к значительному увеличению выхода ацетилена ';олее 14$ в гшрогазе после удаления влаги против 8t в промыла ином аппарате). Опыты, проведенные на ЗХКГ в лабораторк.:, подтвердили расчеты.

б. Построена математическая модель реактора ОП, увязанная с опытными данными по реакторам тг.х масштабов: лабораторном, полупромышленном и промышленное. .

6. Исследован процесс 011 на множественность стационарах режимов с помоаыо построенной ^тематической модели, определены параметры процесса с увеличенным выходом ацетилена (до 104 гарогаэа после удаления влаги).

По материалам диссертации опубликованы следуклще работы:

1. ГусейноЕа Ф.К., Кгфарсв С.И. Идентификация полуомпнрической модели с мешалкой оцениванием периметров передаточной функции / Материалы конкуренции молод, ученых и аспирантов, 29 -31 октября 1979 г. Баку, 1970. С.32.

2. Гусейнова Ф.К., Караев P.A., Кафаров С.Vi. Масштабирование реактора с мешалкой экстраполяцией комбинированной модели / XII Менделеевский сгезд по общей и прикладной химии. Рефераты до-ладов и сообщений, Л 5. М.: Наука, 1981. C.67-6Ü.

3. Гусейноьа w.K. Влияние микроекгешенмя на множественноегь и устойчивость химических реакторов смешен/я / V Респ. коЩир. молод, ученых-химиков. Таллинн, 1983. С.ПО

4. Гусейнова Ф.К., Кафаров С.И. Идентификация комбинированной модели реактора с турбинной мешалкой по экспериментам на аппаратах различного масштаба / Материалы респ. конфер. молод, уч.-химиков, посиящ. 1Ь0-летип Д.К.Менделеева, 17-19 апреля 1984 Г. Баку, 1984. С.12-13..

5. Гусейнова O.K. Исследование шогэственпостя стационарных состояний (СС) з двухпараметрпческих моделях мпкросыетения / Материалы Респ. науч. конфер. аспир., 1 кн. Баку, 1984. С.80-81.

S. Гусейнова O.K., Караеп P.A. Влияние условий микросмеиения на мнотеспзенносгь стацпопарнш: состояний в двухпарзмэтрлчэскпх моделях химических реакторов скеиекия / Тезисы дскл. Всесо-взн. Konjep. "Динамика прои. а аппаратов хим. технол.", март 1905 г., г.Воронег. Черкассы, 1985. 0.29-30.

7. Гусейнова O.K., Караев P.A. ТерюдинвмическпЯ анализ процесса окисления и пиролиза метана при высоких температурах / Аз. хим. курнал. 1986, Л 4. С.11-16.

3. Гусейнова O.K., Караев P.A. Исследование нестационарных рейтов реактора идеального смепения при последовательно-параллельных реакциях / Вторая Всесоюзная науч. коЩер. "Метода киСерн. хим.-технол. процессов", 25-28 мая 1987г. Баку, 1987. 0.41.

). Гусчйновэ O.K. Модель окислительного пиролиза метана в режиме идеального вытеснения / Копфер. молод, уч. и аспир., по-свяц. SO-летгаз М.Ф.Нагкева. Баку, 1988. СЛ. :

0.Байрамов Т.Д., Гусейнова O.K., Караев P.A. Математическая модель электрохимической камеры горения / Деп. в В'.ЖИТН 31.10. 1991. » 4173-В91.

1.Гусейнова O.K., Караев P.A. Кинетика окислительного пиролиза метана с дяоулевш подогревом / ЖГОС (в печати).