автореферат диссертации по технологии продовольственных продуктов, 05.18.12, диссертация на тему:Совершенствование и математическое моделирование системы дистилляции масляных мисцелл и рекуперации растворителя

На правах рукописи

ШАПОШНИЧЕНКО Валерий Витальевич

СОВЕРШЕНСТВОВАНИЕ И МАТЕМАТИЧЕСКОЕ МОДЕЛИРОВАНИЕ СИСТЕМЫ ДИСТИЛЛЯЦИИ МАСЛЯНЫХ МИСЦЕЛЛ И РЕКУПЕРАЦИИ РАСТВОРИТЕЛЯ

Специальность 05 18.12 - "Процессы и аппараты пищевых производств"

АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание ученой степени кандидата технических наук

Краснодар - 2005

Работа выполнена в Кубанском государственном технологическом университете

Научный руководитель:

доктор технических наук, профессор Константинов Евгений Николаевич

Официальные оппоненты:

доктор технических наук, профессор Сабуров Александр Гаврилович кандидат технических наук, доцент Сухина Михаил Иванович

Ведущая организация: Северо- Кавказский филиал Всероссийского научно-исследовательского института жиров Россельхозакадемии

Защита состоится «25» октября 2005г. в 1300 час. на заседании диссертационного совета Д 212.100.03 Кубанского государственного технологического университета по адресу: 350072, г. Краснодар, ул. Московская, 2, корпус «А», конференц-зал.

С диссертацией можно ознакомиться в библиотеке Кубанского государственного технологического университета.

Автореферат разослан «23 » сентября 2005 г.

Ученый секретарь диссертационного совета,

кандидат технических наук,

доцент

М.В. Жарко

ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ

Актуальность темы. В масложировой промышленности наблюдается тенденция увеличения глубины извлечения масла из масличного сырья, расширения использования процесса экстракции масла и наращивания мощности мас-лоэкстракционного производства. В структуре маслоэкстракционных заводов наиболее энергоемкими являются установки дистилляции масляных мисцелл, рекуперации паров растворителя конденсацией и очистки газовоздушных смесей абсорбцией. В этой связи актуальной задачей является улучшение технико-экономических показателей работы системы этих установок.

Маслоэкстракционное производство - это сложная химико- технологическая система с обратными связями. Моделирование таких систем предполагает использование программной среды автоматизированного расчета сложных технологических схем произвольной структуры. Адаптация программных модулей такой среды к условиям маслоэкстракционного производства ставит задачу разработки недостающих математических моделей, а также идентификацию по производственным данным существующих моделей процессов дистилляции, конденсации, абсорбции, десорбции, эжектирования и теплообмена.

Для разработки математической модели дистиллятора первой ступени, в котором осуществляется рекуперативный теплообмен между соковыми парами тостера и масляной мисцеллой, нуждается в развитии теория теплоотдачи при гетерогенной конденсации трехкомпонентной парогазовой смеси (вода - растворитель - воздух), осложненная массопереносом.

Более подробного рассмотрения требуют вопросы моделирования термодинамического равновесия в системе пары растворителя - масляная мисцелла.

Современные маслоэкстракционные заводы оснащены установками дистилляции, конденсации и абсорбции, поставляемыми фирмами "Де Смет" и "Европа Краун". Эти установки недостаточно исследованы при работе на отечественном сырье и отсутствует их сравнительный анализ. В этой связи представляет интерес оптимизация режима работа этих установок н их совершенствование.

Цель работы. Целью настоящей работы является совершенствование системы дистилляции масляных мисцелл, взаимосвязанной с системой рекуперации паров растворителя конденсацией и абсорбцией.

Задачи исследования. Для достижения поставленной цели определены следующие задачи исследования:

- исследовать парожидкостное равновесие в системе растворитель -подсолнечное масло и выбрать метод расчета коэффициента активности, адекватно описывающий экспериментальные данные;

- развить теорию и разработать дифференциальные уравнения тепломассообмена при гетерогенной конденсации смеси пары воды -растворитель в присутствии неконденсирующегося компонента (воздуха);

- разработать математическую модель теплообмена между соковыми парами тостера и масляной мисцеллой в дистилляторе первой ступени;

- разработать математические модели схем дистилляции масляной мисцеллы, совмещенной с рекуперацией паров растворителя;

- на основе численного эксперимента усовершенствовать систему дистилляции мисцелл и рекуперации растворителя конденсацией и абсорбцией, а также определить оптимальный режим ее работы.

Научная новизна диссертационной работы заключается в следующем:

- проанализирована применимость современных моделей жидкости к описанию парожидкостного равновесия в системе мисцелла подсолнечного масла - пары гексана и установлено, что наиболее точно описывает поведение системы модель ЫЯТЬ;

- разработана система дифференциальных уравнений для описания рекуперативного теплообмена между парами тостера и мисцеллой, которая учитывает одновременный тепломассообмен при гетерогенной конденсации паров тостера как в зоне конденсации паров воды, так и в зоне конденсации эвтектической смеси паров растворителя и воды;

- разработана инженерная методика расчета теплообмена между соковыми парами тостера и мисцеллой в дистилляторе первой ступени;

- разработаны математические модели схем дистилляции маслянсЧ мисцеллы, совмещенной, с рекуперацией паров растворителя

Практическая значимость работы заключается в том, что:

- определено оптимальное давление первой ступени дистилляции в дис-тилляционных установках, совмещенных с рекуперацией паров растворителя, для схем, разработанных фирмами "Де Смет" и "Европа Краун" и выполнено сравнение их технико-экономических показателей;

- предложена схема раздельной конденсации паров растворителя и смеси паров растворителя и воды;

- показана целесообразность оснащения десорбера, предназначенного для регенерации насыщенного растворителем минерального масла, укрепляющей частью колонны.

Перевод установки фирмы "Европа Краун" на оптимальный режим работы обеспечивает расчетный экономический эффект более 2 млн. руб. в год. Фактический экономический эффект, полученный при внедрении на ЗАО "Бийский маслоэкстракционный завод", составил 250 тыс. руб. в год.

По результатам исследования получен патент РФ на полезную модель.

Апробация работы. Основные положения диссертации доложены на VIII Всероссийской научно- практической конференции "Современные информационные технологии в науке, производстве и образовании" (г. Пенза, 2004), на VIII Всероссийской научно- практической конференции "Химическое загрязнение среды обитания и проблемы экологической реабилитации нарушенных экосистем" (г. Пенза, 2004), на II международной научно- технической конференции "Прогрессивные технологии и оборудование для пищевой промышленности" (г. Воронеж, 2004).

Публикации. По материалам диссертации опубликовано 7 научных работ, в том числе один патент РФ на полезную модель.

Структура и объем работы. Диссертационная работа состоит из введения, четырех глав, выводов, списка используемой литературы. Работа изложена на 118 страницах, содержит 21 таблицу, 12 рисунков и приложение.

СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

Во введении обоснована актуальность темы диссертации и сформулированы основные направления исследований.

В первой главе проведен аналитический обзор современного состояния вопроса математического моделирования сложных химико- технологических схем. Выделены ключевые аспекты, лежащие в основе современных моделирующих комплексов и раскрывающие их широкие возможности. Дан критический обзор направлений совершенствования технологических схем, оборудования и процессов дистилляции масляных мисцелл. Рассмотрены методы описания одновременного тепломассообмена при конденсации. Выбраны методы расчета коэффициентов теплоотдачи. Отмечено, что гетерогенная конденсация, в частности, паров воды и гексана, осложненная массопередачей через неконденсирующийся компонент (воздух), требует дальнейшего исследования.

Обоснована целесообразность экспериментального исследования паро-жидкостного равновесия смеси растворитель - подсолнечное масло, и поставлена задача выбора для нее метода расчета коэффициентов активности.

На основании проведенного анализа обоснованы задачи исследования.

Вторая глава посвящена разработке математической модели дистиллятора первой ступени, в котором рекуперируется теплота соковых паров тостера, содержащих воду, гексан и воздух. Установлено, что имеют место три стадии (зоны) процесса. Первая стадия - снятие теплоты перегрева паров, которая моделируется известными методами. Для описания одновременного тепломассообмена при конденсации паров воды на второй стадии процесса и гетерогенной конденсации паров воды и гексана на третьей стадии рассмотрена диффузия и массоотдача воды при неконденсирующихся гексане и воздухе, а также эвтектической смеси при неконденсирующемся воздухе.

Для обеих стадий конденсации получены расчетные выражения для определения потока теплоты от ядра паровой фазы к стенке с учетом сопротивления массоотдаче от ядра к поверхности пленки.

Для третьей стадии с использованием уравнения диффузии Стефана -

Максвелла и условий конденсации эвтектической смеси получено уравнение диффузии (1) и выражение (2) для эффективного коэффициента диффузии

(ОС'):

М.йг-О®^-; (1)

Уз

Л_ =_У»_+_Ъ__т

гдеН^Ы, +Ы2.

После интегрирования уравнения (1) по толщине диффузионного слоя получено уравнение массоотдачи

НсУзср=Р(Э)[(1-У3)-0-Уэг)] (3)

В соответствии со схемой переноса теплоты и вещества при гетерогенной конденсации (рисунок 1) с учетом уравнения (3) определен поток теплоты q от паров к кипящей в трубах при температуре ^ масляной мисцелле

Ч = К-(1-0, (4)

_!_ = _!_ + .-^Е-. (6)

а(3) а В(3)т(3)г

ком пл г 111 см

С использованием полученных результатов и рисунка 1 записаны дифференциальные уравнения тепломассообмена в дистилляторе первой ступени. Выделим бесконечно малый участок поверхности теплопередачи <Ш. Общий материальный баланс со стороны соковых паров тостера

(Юу+<Юх=0. (7)

Для второй стадии процесса: материальный баланс по воде

Нс-с1Р=<1(Оу у!) = -аОх ; (8)

материальный баланс по неконденсирующимся компонентам

ё(0уу,) = 0, 1 = 2,3; (9)

тепловой баланс

ё<з=кс<ш=к(2)-<иЧ1-0 .

Для третьей стадий процесса материальный баланс по воздуху

<1(0у у3) = 0 . Величина суммарного потока определяется уравнением

N =-

У\х1 + Угг2 где тт = " /2

У1 +У2

«х + <3(гх), ¡у + ¿(¡у)

х + ёх, Ьх + с1Ьх Ь у + с1Ьу

(10) (И) (12) (13)

вх+<ю*

х„ + <1х„

у, + йу„ I + (II + <ЮУ 1 + Л

ау-(1-1г)

ЫС1

^ Х5 Ьу, ^ 1Х, \у Хп Су, 1, I, У,

Рисунок 1 - Схема переноса теплоты и вещества при гетерогенной конденсации

Рассмотрен порядок численного интегрирования уравнений (7) -г- (10). Во-первых, определяется температура начала конденсации парогазовой смеси (температура на входе второй зоны).

Если сначала конденсируется только вода, то имеем

Р,0(О = Р-(1-У2-Уз). (14)

Если сначала конденсируется только гексан, то имеем

Р2°(0=Р-0-У,-Уз)- (15)

В качестве температуры начала конденсации выбирается большая из этих температур. Как показала расчетная практика, этой температурой является

Во-вторых, следует учесть, что граничные условия не определены полностью ни на одном из концов теплообменника и, следовательно, задача решается итерационным методом, начиная с первого приближения по температуре мис-целлы и ее паров 1мо, при которой они покидают зону теплообмена. При этой ► температуре решается хорошо известная задача "однократного испарения", то

есть определяются расходы паровой Цо и жидкой фаз и состав жидкой фазы х0 (пары содержат только гексан). Затем рассчитывается зона снятия теплоты перегрева от температуры ^ до I] по известной методике расчета обычного теплообмена и определяется температура, состав и количество жидкой и паровой фаз мисцеллы ^ь ЬхЬ ЬуЬ х„ь а также поверхность зоны перегрева Р(1).

Теперь в первом приближении заданы граничные условия для решения дифференциальных уравнений тепломассообмена численным методом. При Р = Р(1) имеем

по мисцелле: гм = 1иЬ = Ьх1, Ц, = Ьу1, хм = хмЬ Р„1 = Рм0 + ДРИР(,)/РТ (16) по парам тостера: I = Су, = вуо, Ох1 = 0, у,, = у0„ Р) = Р0 - ДР!*''^ (17) Решение проводилось методом Эйлера. Необходимое для обеспечения заданной точности расчета число шагов интегрирования п было определено на основе численного эксперимента.

Перепад давления и изменение поверхности теплообмена на к-ом шаге

ДРк = ДР- ДРк/Рт, АРМ. = АРМ ■ ДРЛч, АРк = (Рт-Р<1))/п, По уравнению (10) рассчитываются величины суммарного потока Ыск и ЛОк. Приращение расхода конденсата ДО» = - МС1!- ДБ. По уравнению (7) определяется Двук. Из уравнения (8) находится Ду„ =-(у1к • Дб^ +ДОкк)/Оу. Величины Ду2, и Лузк рассчитываются по уравнению (9). Температура ^п находится с использованием уравнений (14). Значения переменных на (к+1) - ом шаге интегрирования вычисляются, как обычно. Например, Оук+] = Оук - ДОук.

Для мисцеллы на каждом шаге интегрирования решается задача "однократного испарения" с тепловым балансом.

Пошаговый расчет описанным методом проводится до поверхности теплопередачи, при которой начинает конденсироваться гексан. Состав в этом сечении отвечает эвтектической точке. После этого начинается расчет третьей зоны -зоны конденсации эвтектической смеси.

На каждом шаге интегрирования для полученного давления Рк и концентрации инертного компонента (воздуха) у2К рассчитывается температура ^ по уравнению эвтектической смеси:

Р,0(О + Р2°(О=Р«-(1-Уз,)- (18)

Если в результате численного интегрирования температура 1МГГ поступающей в трубы мисцеллы при Р = Рт совпадает с заданной точностью с исходным значением 1МН, то расчет окончен. Иначе, изменяется ранее принятая величина температуры 1М0 и вычислительная процедура повторяется.

Моделирование дистиллятора первой ступени проведено для схем, разработанных фирмами "Де Смет" и "Европа Краун". В качестве исходных данных приняты данные обследования работы промышленных дистилляторов на Ростовском и Морозовском (Ростовская область) масложиркомбинатах. Коэффициент теплоотдачи в пленке конденсата рассчитывался с использованием уравнения Нуссельта, в кипящей мисцелле - по методике для двухфазного течения с учетом фактора Мартинелли. Коэффициент массоотдачи в паровой фазе - по критериальным уравнениям для вынужденного движения.

В результате обследования и моделирования установлено, что при температуре 75°С, и содержании воздуха - 2,7 % масс., гексана - 86,2 % масс., воды - 11,1 % масс., соковые пары тостера являются перегретыми. В первой зоне (зоне перегрева) температура паров снижается до 73,7°С. Поверхность теплообмена этой зоны 7,9 м2. Во второй зоне конденсируются пары воды. Концентрация гексана в парах увеличивается до 92,1 % масс. Поверхность теплообмена второй зоны - 42,8 м2. В третьей зоне конденсируется эвтектическая смесь, но состав и температура эвтектики не остаются постоянными, как это имеет место при гетерогенной конденсации бинарной смеси. Концентрация гексана снижается до 79,2 % масс, из-за роста концентрации воздуха.

Температурный режим в дистилляторе первой ступени для схемы, разработанной фирмой "Де Смет", представлен на рисунке 2.

(Г L

л \

V \ /

/

✓ |>2

Y t

О 50 100 150 200 250 300 350 Поверхность теплопередачи Р, м2

Рисунок 2 - Температурный режим в дистилляторе первой ступени

0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 Мольная доля гексана уг, моль/моль

Рисунок 3 -1 - у диаграмма для гетерогенной конденсации смеси вода - гексан

Несмотря на изменение температуры и состава паровой фазы в зоне совместной конденсации воды и гексана, соотношение их концентраций в паре (у,/у,) остается практически неизменным.

В целом картина изменения температур и состава паровой фазы при гетерогенной конденсации в присутствии воздуха незначительно отличается от представленного на диаграмме t - у профиля изменения температур при гетерогенной конденсации бинарной смеси (рисунок 3).

Расчет рекуперативного теплообмена между соковыми парами тостера и масляной мисцеллой с использованием описанной модели требует значительных затрат компьютерного времени, так как связан с численным интегрированием системы дифференциальных уравнений Для сокращения этих затрат, а также для обеспечения единого уровня моделирования при расчетном исследовании функционирования альтернативных вариантов реализации технологической

схемы маслоэкстракционного производства, разработана математическая модель дистиллятора первой ступени с учетом ряда упрощающих допущений (инженерный метод расчета). Модель реализована в виде программного модуля и интегрирована в библиотеку расчетных модулей моделирующей системы НУвУв, выбранной в качестве инструментальной базы для анализа технико-экономических показателей производства при изменении структурных и режимных параметров. В работе представлен подробный алгоритм расчета по такой модели.

Для проверки адекватности разработанных математических моделей проведено сравнение .расчетных параметров технологического режима с данными обследования дистиллятора первой ступени. Получено удовлетворительное совпадение расчетных и экспериментальных данных (таблица 1). Таблица 1 - Сравнение результатов моделирования с данными обследования дистиллятора 1ой ступени схемы фирмы "Де Смет"

Показатели производство модель

т/м/о т/о

Пары тостера на выходе:

- температура, °С 47 50,8 50,1

- расход сконденсированной фазы, кг/ч 8800 8674 8712

Мисцеллана выходе:

- температура, °С 55 53,8 54,1

- концентрация масла, % мае. 64,0 63,1 63,7

Для моделирования процессов дистилляции необходимы надежные данные по парожидкостному равновесию. В этой связи были получены экспериментальные данные по температурам кипения масляной мисцеллы при различных давлениях с разной концентрацией масла в ней. Результаты эксперимента представлены в таблице 2. В этой же таблице даны результаты расчета температур кипения мисцеллы по методам ЫЯТЪ, 1М1С>иАС и формуле однопараметриче-ского уравнения Маргулеса, полученной Кошевым Е.П.

* т/м/о - по дифф. уравнениям тепломассообмена; т/о - инженерный метод расчета

В результате обработки экспериментальных данных получены параметры представленных моделей, обеспечивающие наименьшее отклонение от экспериментальных данных: для модели МПЬ Д§)2 = 4095 Дж/моль, = -5367 Дж/моль; для модели ШТОЗиАС Ди12 = 561 Дж/моль, Ди21 = -386 Дж/моль.

Наименьшая сумма квадратов отклонений расчетных данных от экспериментальных достигнута по методу ЫЯТЬ (таблица 2). Поэтому этот метод использован в математических моделях процессов дистилляции и при моделировании различных схем совмещенных процессов дистилляции, рекуперации паров растворителя и очистки газовоздушных смесей.

Таблица 2 - Сравнение методов расчета равновесия с экспериментом

р, хи, Температура кипения, °< -*

бар % мае. Тэкс М1ТЬ ЦМ<ЗиАС Кошевой Е.П.

23,11 43,0 42,98 43,18 43,02

0,4 28,93 43,3 43,26 43,62 43,36

47,24 44,7 44,55 45,97 45,00

63,17 47,0 46,76 50,30 48,15

24,28 54,3 54,23 54,49 54,29

0,6 31,14 54,6 54,60 55,10 54,73

51,87 56,6 56,41 58,49 57,06

81,28 66,8 66,12 75,81 72,10

22,37 62,7 62,66 62,89 62,72

0,8 41,26 64,1 63,92 65,07 64,23

59,18 66,5 66,23 69,62 67,35

84,92 79,3 79,45 91,78 88,05

34,83 70,3 70,43 71,20 70,61

1,0 58,23 73,6 73,20 76,62 74,28

74,31 77,9 78,12 86,03 81,68

88,42 94,3 93,77 108,91 106,23

Третья глава посвящена моделированию системы дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации паров растворителя.

Наиболее совершенными из используемых в отечественной промышленности технологий дистилляции, рекуперации паров растворителя конденсацией и абсорбцией из газовоздушных смесей являются схемы установок, поставляемых фирмами "Де Смет" и "Европа Краун". Эти схемы приняты для дальнейшего анализа систем дистилляции и оптимизации технологического режима. *

Анализируемые схемы дистилляции, конденсации и абсорбции фирм "Де Смет" и "Европа Краун" имеют принципиально одинаковую структуру, а именно, рекуперацию теплоты соковых паров тостера на первой ступени дистилляции, упаривание мисцеллы на второй ступени дистилляции с помощью греющего пара, используемого в качестве теплоносителя, окончательную (полную) отгонку растворителя в окончательных дистилляторах масляных мисцелл и при сушке масла. Схемы абсорбции практически совпадают.

Различия заключаются в том, что в схеме фирмы "Европа Краун" смесь после эжекторов, которые обеспечивают вакуум в системе, направляется вместе с парами тостера на рекуперацию теплоты на I5"0 ступень дистилляции. При этом давление мисцеллы в трубном пространстве дистиллятора поддерживается на уровне 0,6 бар. В схеме фирмы "Де Смет" в блоке конденсации паров растворителя используется система каскадного вакуума, что позволяет снизить это давление до 0,4 + 0,5 бар.

Математические модели описанных технологических схем реализованы в среде расчета сложных ХТС произвольной структуры НУвУЯ. В этих моделях использованы программные модули химико- технологических процессов, которые имеются в библиотеке модулей этой системы.

На действующих установках дистиллятор совмещен с сепаратором мисцеллы в одном аппарате. При его моделировании приходится использовать два программных модуля. В качестве программного модуля для третьей ступени дистилляции схемы фирмы "Де Смет" использован термосифонный кипятильник с вводом острого пара совместно с модулем парожидкостного сепаратора. Окончательные дистилляторы схем фирм "Де Смет" и "Европа Краун" моделировались как противоточные десорберы, в которых в качестве десорбирующего агента использовался водяной пар. Аналогичный программный модуль использовал-

ся для моделирования процесса сушки масла. Конденсаторам и теплообменникам были поставлены в соответствие программные модули такого же назначения. Водоотделителю был поставлен в соответствие программный модуль трехфазного сепаратора пар - жидкость - жидкость.

Для получения данных, необходимых для идентификации математических моделей процессов, входящих в состав систем дистилляции фирм "Де Смет" и "Европа Краун" было проведено обследование действующих производств на Морозовском и Ростовском МЖК.

В качестве параметров идентификации второй ступени дистилляции, конденсаторов и теплообменников служили или коэффициент теплопередачи К или произведение коэффициента теплопередачи на поверхность теплообмена КР. Для дистиллятора третьей ступени схемы фирмы "Де Смет" параметром идентификации являлось число теоретических ступеней, а для процесса осушки масла - эффективность контактной ступени. Для абсорбера в качестве параметра идентификации принято число теоретических ступеней, а для десорбера - эффективность контактной ступени.

Определение перечисленных параметров идентификации проводилось не при моделировании каждого отдельного аппарата, а на основе моделирования схемы в целом. Это связано с тем, что обе схемы характеризуются большим количеством обратных связей как материального, так и энергетического характера.

В ходе идентификации для дистилляторов масляной мисцеллы обеспечивался минимум отклонения между расчетными и экспериментальными данными по концентрации масла в покидающей дистиллятор мисцелле. Для абсорбера обеспечивался минимум отклонения расчетных и экспериментальных данных по расходу и концентрации растворителя в газовоздушной смеси, выбрасываемой в атмосферу, а для десорбера - минимум отклонения по количеству рекуперированного растворителя. Для конденсаторов функцией цели при идентификации принята минимальная разность между количествами образовавшегося конденсата в случае, если данные по количеству конденсата по результатам обследования имелись, а при отсутствии таковых обеспечивался минимум различия между температурами конденсата.

Величины найденных в результате идентификации параметров приведены в таблице 3 для схемы фирмы "Де Смет" и в таблице 4 для схемы фирмы "Евро-

па Краун". В таблицах 5 и 6 представлены результаты моделирования по идентифицированным моделям схем фирм "Де Смет" и "Европа Краун" в сравнении с данными обследования действующих установок. Как видно из этих таблиц, обеспечивается удовлетворительное согласие между расчетными и экспериментальными данными.

Таблица 3 - Результаты идентификации схемы фирмы " Де Смет"

Аппарат Параметр идентификации

наименование значение

Дистиллятор 2°* ступени (П) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2 К) 106

Поверхность теплопередачи, м2 60

Дистиллятор 3е* ступени (III) Теоретическая ступень N = 1

Сушилка и окончательный дистиллятор (IV) Эффективность контактной ступени Е = 0,33

Абсорбер (А) Теоретическая ступень N = 8

Десорбер (Д) Эффективность контактной ступени Е = 0,33

Конденсаторы:

1ой и 2ой ступени дистилляции (К-1) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К) 444

Поверхность теплопередачи, м2 250

окончательной дистилляции (К-2) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К) 396

Поверхность теплопередачи, м2 40

паров тостера после I0" ступени дистилляции (К-3) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К) 278

Поверхность теплопередачи, м2 10

концевой (К-4) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К) 278

Поверхность теплопередачи, м2 20

газо- воздушной смеси (К-5) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2 К) 278

Поверхность теплопередачи, м2 100

Теплообменники блока абсорбции:

рекуперативный (Т 101) (КБ), Вт/К 8179

подогреватель (Т 102) (КБ), Вт/К 2503

холодильник (Т 103) (К-И), Вт/К 7072

Таблица 4 - Результаты идентификации схемы фирмы "Европа Краун"

>

Аппарат Параметр идентификации

наименование значение

Дистиллятор 2ой ступени (II) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К) 167

Поверхность теплопередачи, м2 51

Дистиллятор 3е* ступени (III) Теоретическая ступень 1

Сушилка и окончательный дистиллятор (IV) Эффективность контактной ступени Е = 0,3

Абсорбер (А) Теоретическая ступень N = 7

Десорбер (Д) Эффективность контактной ступени Е = 0,3

Конденсаторы:

1ой и 2ой ступени дистилляции (К-1) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К) 136

Поверхность теплопередачи, м2 475

окончательной дистилляции (К-2) Коэффициент теплопередачи, Вт/^-К) 350

Поверхность теплопередачи, м2 88,3

окончательной дистилляции (К-3) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К) 350

Поверхность теплопередачи, м2 260

концевой (К-4) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К) 60

Поверхность теплопередачи, м2 215

Подогреватель мисцеллы (Т-1) Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К) 350

Поверхность теплопередачи, м2 19

Теплообменники блока абсорбции:

рекуперативный (Т 101) (КИ), Вт/К 9676

подогреватель (Т 102) (КР), Вт/К 2319

холодильник (Т 103) (К-Р), Вт/К 12609

Таблица 5 - Сравнение результатов моделирования и обследования схемы фирмы "Де Смет"

№ п/п Показатель Ед. изм. Модель Действующая установка

1 Расход исходной мисцеллы кг/ч 24376 24376

2 Концентрация исходной мисцеллы % мае. 20 20

3 Давление 1ой ступени дистилляции бар 0,46 0,46

4 Расход паров тостера кг/ч 10078 10078

5 Температура паров тостера °С 75 75

6 Концентрации мисцеллы 1ой ступени дистилляции % мае. 64 64

7 Температура мисцеллы 1ой ступени °С 54 55

дистилляции

8 Температура паров тостера после °С 50 47

конденсации

9 Концентрация мисцеллы после 2ой ступени дистилляции % мае. 94 94

10 Температура мисцеллы после 2ой °С 91 90

ступени дистилляции

11 Концентрация масла после окончательной дистилляции % мае. 99,8 99,8

12 Температура окончательной дистилляции °С 100 98

13 Расход воды на конденсаторы м'/ч 315 400

14 Растворимость при 46°С: - воды в гексане % мае. 0,043 _

- гексана в воде %мас. 0,071 —

15 Температура воды на выходе из блока "С 26 30

конденсации паров дистилляции

16 Потери растворителя с воздухом из абсорбера кг/ч 1,9 2,4

17 Концентрация растворителя в воздухе г/м" 8 10

18 Температура низа десорбера °С 110 НО

19 Температура верха десорбера °С 105 105

20 Унос минерального масла гексаном с верха десорбера кг/ч 4,36 не анализируется

21 Получено масла кг/ч 4875,74 4875

Таблица 6 - Сравнение результатов моделирования и обследования схемы фирмы "Европа Краун"

№ п/п Показатель Ед. там. Модель Действующая установка

1 Расход исходной мисцеллы кг/ч 21823 21823

2 Концентрация исходной мисцеллы % мае. 23 23

3 Давление 1ов ступени дистилляции бар 0,6 0,6

4 Расход паров тостера кг/ч 11448 11448

5 Температура паров тостера °С 70 70

6 Концентрация мисцеллы после 2ой ступени дистилляции % мае. 97 97

7 Температура мисцеллы после 2оЯ ступени дистилляции °С 110 105

8 Температура окончательной дистилляции °С 107 105

9 Расход воды на конденсатор К-1 м'/ч 330 384

10 Растворимость при 35°С: - воды в гексане - гексана в воде %мас. % мае. 0,047 0,051 —

11 Температура сушки масла °С 125 125

12 Концентрация растворителя в воздухе г/м3 10 10

13 Температура низа десорбера °С 115 115

14 Температура верха десорбера °С 103 103

15 Получено масла кг/ч 5020 5020

В четвертой главе выполнено совершенствование структурных элементов системы дистилляции и определение оптимального давления 1ой ступени дистилляции.

В качестве функции цели при определении оптимального давления дистилляции приняты суммарные энергетические затраты водяного пара и охлаждающей воды в стоимостном выражении. В процессе поиска оптимума капитальные затраты оставались постоянными, так как все расчеты выполнялись по

идентифицированным моделям схем, в которых использовалось установленное оборудование.

Обсудим в качестве примера подробно результаты моделирования для технологической схемы дистилляции фирмы "Европа Краун".

В качестве базового рассматривался действующий технологический режим при давлении на входе мисцеллы в 1ую ступень дистилляции 0,6 бар.

На 2ой ступени дистилляции завершается выпаривание основной массы растворителя, а концентрация масла в мисцелле становится равной 97 % масс.

В работе представлены материальные балансы и режим работы окончательного дистиллятора и основных конденсаторов паров растворителя.

Установка масляной абсорбции обеспечивает очистку газовоздушной смеси до концентрации растворителя в воздухе 10 г/нм3. Можно отметить, что при использовании укрепляющей части в десорбере унос минерального масла в блок экстракции составляет всего 0,0254 кг/ч, в противном случае 4,36 кг/ч.

Результаты оптимизации представлены на рисунке 4. Аналогичные расчеты выполнены для установки фирмы "Де Смет" (рисунок 5 ).

■е

0.4 0,5 0.6 0,7 0,8 0,9 1 Давление на »ходе в 1-ую ступень, бар

* 1 Ч

3 »

I ?

1

* 2750 £

I 2200

5 1630

0,4 0,5 0,6 0,7 0.« 0,9 I Давление на входе к 1-ую ступень, бар

Рисунок 4 - Зависимость расходных показателей оглавления на I0* ступени дистилляции для схемы фирмы "Европа Краун" 1 - пар суммарный; 2 - пар на эжекцию; 3 - пар на нагрев; 4 - вода суммарная; 5 - целевая функция

Рисунок 5 - Зависимость расходных показателей от давления на 1ой ступени дистилляции для схемы фирмы "Де Смет" 1 - пар суммарный; 2 - пар на эжекцию; 3 - пар на нагрев; 4 - вода суммарная; 5 - целевая функция

Для обеих схем дистилляции оптимальное давление первой ступени составляет 0,475 бар.

Для схемы дистилляции фирмы "Де Смет", где использована система каскадного вакуума, оптимальное давление практически совпадает с рабочим давлением на существующих установках. Для схемы фирмы "Европа Краун" снижение давления на первой ступени дистилляции от 0,6 бар до оптимального значения 0,475 бар потребует некоторых изменений в системе конденсации, связанных с понижением в ней давления. Экономия, получаемая при этом, составляет 2,0 млн. руб./год.

Кроме того, было обнаружено, что в системе абсорбция - десорбция имеет место равновесный унос с парами десорбции абсорбента (минерального масла), который затем попадает в шрот и растительное масло после экстракции, а удаляется при дезодорации масла. Предложено решение по ликвидации этого уноса на стадии десорбции, что достигается установкой над отгонной колонной небольшой трех тарельчатой концентрационной части, работающей при флегмовом числе около единицы, что не влечет за собой существенных затрат и ликвидирует равновесный унос минерального масла с парами десорбции.

Использование разработанных математических моделей процесса гетерогенной конденсации и схем дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации паров растворителя как сложных ХТС позволили разработать рекомендации по схеме раздельной конденсации паров предварительной и окончательной дистилляции. В обеих схемах предложено осуществлять конденсацию паров первой и второй ступеней конденсации, не содержащих паров воды, в отдельных конденсаторах, а конденсат (чистый растворитель) непосредственно подавать в экстрактор. На существующих установках, разработанных фирмой "Европа Краун", он смешивается в водоотделителе с потоками, содержащими воду, подвергается сепарации от воды и частично уносится с водой в шламовыпариватель. В схеме фирмы "Де Смет" смешение растворителя с водой происходит сразу в конденсаторе, куда эжектором подается смесь паров растворителя и воды из конденсаторов окончательной дистилляции.

ВЫВОДЫ

1. Разработаны математические модели современных схем совмещенных процессов дистилляции масляных мисцелл, конденсации паров растворителя и абсорбции растворителя из газовоздушной смеси, реализованные в программной среде моделирования сложных ХТС. Они использованы для определения оптимального режима работы и усовершенствования структурных элементов системы. Рекомендовано оптимальное давление первой ступени дистилляции - 0,475 бар, независимая конденсация паров предварительной дистилляции с отводом чистого растворителя в экстрактор, снижение равновесного уноса минерального масла с парами растворителя из десорбера за счет доукомплектования последнего концентрационной частью.

2. Развита теория одновременного тепломассообмена при гетерогенной конденсации соковых паров тостера в присутствии воздуха. Разработана и численно решена система дифференциальных уравнений для описания рекуперативного теплообмена на первой ступени дистилляции. Проверена адекватность модели реальному процессу. Установлено наличие в дистилляторе трех зон: зоны перегрева соковых паров, зоны конденсации паров воды в присутствии неконденсирующихся гексана и воздуха, зоны конденсации эвтектической смеси воды и гексана в присутствии воздуха.

3. Разработанная с учетом моделирования тепломассообмена инженерная методика расчета рекуперативного теплообмена на первой ступени дистилляции интегрирована в виде программного модуля в программную среду автоматизированного расчета сложных ХТС (НУвУБ) и идентифицирована по данным промышленного эксперимента.

4. На основе собственных экспериментальных данных проведено сравнение трех моделей описания парожидкостного равновесия в системе мисцелла подсолнечного масла - пары гексана (ЦЫК^иАС, ЫЯТЬ и Кошевого Е.П.) Установлено, что наибольшее совпадение с экспериментальными данными обеспечивает модель ИЯИ.. В результате идентификации найдены энергетические параметры этой модели: Дg12 = 4095 Дж/моль, А%21 ~ -5367 Дж/моль.

5. Определение параметров идентификации основных процессов (коэффициен-

тов теплопередачи, эффективности контактных устройств, числа теоретических ступеней и т. д.) по данным обследования систем дистилляции фирм "Де Смет" и "Европа Краун" на действующих производствах обеспечило удовлетворительное согласие между расчетными и промышленными данными.

6. Показано, что перевод установки фирмы "Европа Краун" на оптимальный режим работы обеспечивает эффект за счет экономии энергетических затрат в размере более 2 млн. руб. в год.

7. Разработаны рекомендации по модернизации системы дистилляции масляных мисцелл и внедрены на ЗАО "Бийский МЭЗ". Ожидаемый экономический эффект составляет 250 тыс. руб. в год.

Основные положения диссертации опубликованы в следующих работах:

1. Шапошниченко В.В., Деревенко В.В., Кузнечиков В.А., Константинов E.H. Математическое моделирование совмещенных систем дистилляции масляных мисцелл и рекуперации растворителя // Современные информационные технологии в науке, производстве и образовании: Тез. докл. VIII Вссроссийск научн.-практ. конф. - Пенза, 2004-С. 138- 141.

2. Константинов E.H., Шапошниченко В.В., Деревенко В.В., Фридт А.И. Снижение загрязнения окружающей среды методом математического моделирования технологических схем // Химическое загрязнение среды обитания и проблемы экологической реабилитации нарушенных экосистем: Тез. докл. VIII Всероссийск. научно-практич конф. - Пенза, 2004. - С. 89 - 91.

3. Деревенко В.В., Шапошниченко В.В. Энерготехнологический анализ современных технологических систем дистилляции масляных мисцелл и рекуперации растворителя // XXIV Российская школа по проблемам науки и 1ехноло-гий, посвященная 80- летию со дня рождения академика В.П Макеева' Сб. тр. - Миасс, 2004,- С. 138-140.

4. Деревенко В.В., Шапошниченко В.В., Кузнечиков В.А., Константинов Е.Н Анализ схем дистилляции масляных мисцелл // Прогрессивные технологии и оборудование для пищевой промышленности: Тез. докл. Межд. научн.-техн. конф. 22 - 24 сент. 2004 г.- Воронеж, 2004,- С. 84-85.

5. Деревенко В.В., Константинов E.H., Кузнечиков В.А., Шапошниченко В.В. Закономерности функционирования совмещенных систем дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации растворителя // Масложировая промышленность. - 2005. - № 1. - С. 32 - 34.

6. Деревенко В.В., Шапошниченко В.В., Фридт А.И., Константинов E.H. Особенности моделирования тепломассообмена при гетерогенной конденсации трехкомпонентных паров вода - гексан - воздух. // Известия вузов. Пищевая технология. - 2005. - № 1. - С. 103 - 105.

7. Патент на полезную модель № 45138, МКП С В 1/10. Установка для рекуперации растворителя / В.В. Деревенко, E.H. Константинов, В.В. Шапошниченко (Россия). - 3 е.: ил.

Условные обозначения

D - коэффициент диффузии, моль/м-с; у, х - мольная доля соответственно в паровой и жидкой фазах; t - температура, °С; N - поток вещества, моль/м2-с; ß -коэффициент массоотдачи, моль/м2с, рассчитываемый по критерию Шервуда (Sh), полученного из критериального уравнения для ламинарного режима движения; апл - коэффициент теплоотдачи через пленку конденсата, рассчитываемый по формуле Нуссельта, Вт/м2 К; гш(3) - мольная теплота конденсации эвтектической смеси, Дж/моль; m - тангенс угла наклона кривой зависимости температуры конденсации эвтектической смеси от суммарной концентрации переносимых компонентов (yi + у2 = 1- уэ).

Индексы

Нижние: "1", "2", "3" - относятся к воде, гексану и воздуху соответственно; "с" -обозначает "суммарный"; "эф" - обозначает "эффективный"; м - относится к мисцелле.

Верхние: "1", "2", "3" - обозначают номер зоны.

4

Отпеч. ООО "Фирма Тамзи" Зак № 932 тираж 100 экз ФА5 г. Краснодар, ул. Пашковская, 79 Тел. (861) 255-73-16

147117

РНБ Русский фонд

2006-4 12803

ВВЕДЕНИЕ.

ГЛАВА 1 Литературный обзор.

1.1 Математическое моделирование сложных химико-технологических схем.

1.2 Дистилляция масляных мисцелл.

1.3 Тепломассообмен при конденсации в присутствии инертного компонента.

1.4 Парожидкостное равновесие в системах масляная мисцелла - растворитель.

1.5 Задачи исследования.

ГЛАВА 2 Разработка математической модели дистиллятора первой ступени.

2.1 Разработка математической модели процесса тепломассообмена в дистилляторе масляной мисцеллы при его обогреве парами тостера.

2.1.1 Диффузия и массоотдача при конденсации паров воды.

2.1.2 Диффузия и массоотдача при конденсации эвтектической смеси.

2.1.3 Тепломассообмен при гетерогенной конденсации.

2.1.4 Дифференциальные уравнения процесса тепломассообмена в дистилляторе первой ступени.

2.1.5 Анализ процесса дистилляции масляной мисцеллы при использовании в качестве греющего агента паров тостера.

2.2 Разработка алгоритма поверочного расчета дистиллятора первой ступени.

2.3 Выбор модели для описания парожидкостного равновесия в системе подсолнечное масло - гексан.

ГЛАВА 3 Математическое моделирование системы дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации паров растворителя.

3.1 Разработка математических моделей систем дистилляции и их реализация в программной среде расчета сложных химико-технологических систем произвольной структуры.

3.2 Идентификация математических моделей технологических процессов систем дистилляции.

ГЛАВА 4 Совершенствование структурных элементов системы дистилляции и определение оптимального давления.

ВЫВОДЫ.

В масложировой промышленности наблюдается тенденция увеличения глубины извлечения масла из сырья, расширения использования процесса экстракции масла и наращивания мощности маслоэкстракционного производства. В структуре маслоэкстракционных заводов наиболее энергоемкими являются установки дистилляции масляных мисцелл, рекуперации паров растворителя конденсацией и очистки газовоздушных смесей абсорбцией. В этой связи актуальной задачей является улучшение технико-экономических показателей работы этих установок.

Маслоэкстракционное производство - это сложная химико- технологическая система с обратными связями. Моделирование таких систем предполагает использование программной среды автоматизированного расчета сложных технологических схем произвольной структуры. Адаптация программных модулей такой среды к условиям маслоэкстракционного производства ставит задачу разработки недостающих математических моделей, а также идентификацию по производственным данным существующих моделей процессов дистилляции, конденсации, абсорбции, десорбции, эжектирования и теплообмена.

Для разработки математической модели дистиллятора первой ступени, в котором осуществляется рекуперативный теплообмен между соковыми парами тостера и масляной мисцеллой, нуждается в развитии теория теплоотдачи при гетерогенной конденсации трехкомпонентной парогазовой смеси (вода - растворитель - воздух), осложненная массопереносом.

Более подробного рассмотрения требуют вопросы моделирования термодинамического равновесия в системе пары растворителя - масляная мисцелла.

Современные маслоэкстракционные заводы оснащены установками дистилляции, конденсации и абсорбции, поставляемыми фирмами "Де Смет" и "Европа Краун". Эти установки недостаточно изучены при работе на отечественном сырье и отсутствует их сравнительный анализ. В этой связи представляет интерес оптимизация работы этих установок и их совершенствование.

Целыо настоящей работы является совершенствование системы дистилляции масляных мисцелл, взаимосвязанной с системой рекуперации паров растворителя конденсацией и абсорбцией.

Для достижения поставленной цели определены следующие задачи:

- исследовать парожидкостное равновесие в системе растворитель - подсолнечное масло и выбрать метод расчета коэффициента активности, адекватно описывающий экспериментальные данные;

- развить теорию и разработать дифференциальные уравнения тепломассообмена при гетерогенной конденсации смеси пары воды — растворитель в присутствии неконденсирующегося компонента (воздуха);

- разработать математическую модель теплообмена между соковыми парами тостера и масляной мисцеллой в дистилляторе первой ступени;

- разработать математические модели схем дистилляции масляной мисцеллы, совмещенной с рекуперацией паров растворителя;

- на основе численного эксперимента усовершенствовать систему дистилляции мисцелл и рекуперации растворителя конденсацией и абсорбцией, а также определить оптимальный режим ее работы.

Научная новизна диссертационной работы заключается в следующем:

- проанализирована применимость современных моделей жидкости к описанию равновесия в системе масляная мисцелла - пары гексана и установлено, что наиболее точно описывает поведение системы модель ЫИЛЪ;

- разработана система дифференциальных уравнений для описания рекуперативного теплообмена между парами тостера и мисцеллой, которая учитывает одновременный тепломассообмен при гетерогенной конденсации паров тостера как в зоне конденсации паров воды, так и в зоне конденсации эвтектической смеси паров растворителя и воды;

- разработана инженерная методика расчета теплообмена между соковыми парами тостера и мисцеллой в дистилляторе первой ступени;

- разработаны математические модели схем дистилляции масляной мисцеллы, совмещенной с рекуперацией паров растворителя.

Практическая значимость работы заключается в том, что:

- определено оптимальное давление первой ступени дистилляции в дистилляционных установках, совмещенных с рекуперацией паров растворителя, для схем, разработанных фирмами "Де Смет" и "Европа Краун" и выполнено сравнение их технико-экономических показателей;

- предложена схема раздельной конденсации паров растворителя и смеси паров растворителя и воды;

- показана целесообразность оснащения десорбера, предназначенного для регенерации насыщенного растворителем минерального масла, укрепляющей частью колонны.

По результатам исследования получен патент РФ на полезную модель.

Реализация результатов исследования. Разработанные математические модели процессов и технологических систем использованы при оптимизации технологического режима установки фирмы "Европа Краун" и при обосновании мероприятий по модернизации схемы дистилляции на ЗЛО "Бийский МЭЗ". Перевод установки фирмы "Европа Краун" на оптимальный режим работы обеспечивает расчетный экономический эффект более 2 млн. руб. в год. Фактический экономический эффект, полученный при внедрении на ЗЛО "Бийский маслоэкстракционный завод", составил 250 тыс. руб. в год.

Основные положения диссертационной работы, выносимые на защиту:

1. Математические модели совмещенных процессов дистилляции мисцелл подсолнечного масла, конденсации растворителя и абсорбция его паров из газовоздушных смесей, как сложных химико-технологических систем.

2. Оптимальный режим работы и усовершенствованная структура схем дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации растворителя.

3. Теоретическое описание одновременного тепломассообмена при гетерогенной конденсации смеси паров растворителя и воды в присутствии воздуха.

4. Математическая модель дистиллятора, обогреваемого парами тостера, при наличии в нем трех зон: перегрева, конденсации паров воды, конденсации эвтектической смеси.

5. Результаты идентификации по собственным экспериментальным данным различных моделей описания парожидкостного равновесия в системе мис-целла подсолнечного масла - пары растворителя.

104 ВЫВОДЫ

1. Разработаны математические модели современных схем совмещенных процессов дистилляции масляных мисцелл, конденсации паров растворителя и абсорбции растворителя из газовоздушной смеси, реализованные в программной среде моделирования сложных ХТС. Они использованы для определения оптимального режима работы и усовершенствования структурных элементов системы. Рекомендовано оптимальное давление предварительной дистилляции — 0,47 бар, независимая конденсация паров предварительной дистилляции с отводом чистого растворителя в экстрактор, снижение равновесного уноса минерального масла с парами растворителя из десорбера за счет доукомплектования последнего концентрационной частью.

2. Развита теория одновременного тепломассообмена при гетерогенной конденсации соковых паров тостера в присутствии воздуха. Разработана и численно решена система дифференциальных уравнений для описания рекуперативного теплообмена на первой ступени дистилляции. Проверена адекватность модели реальному процессу. Установлено наличие в дистилляторе трех зон: зоны перегрева соковых паров, зоны конденсации паров воды в присутствии неконденсирующихся гексана и воздуха, зоны конденсации эвтектической смеси воды и гексана в присутствии воздуха.

3. Разработанная с учетом моделирования тепломассообмена инженерная методика расчета рекуперативного теплообмена на первой ступени дистилляции интегрирована в виде программного модуля в программную среду автоматизированного расчета сложных ХТС (НУЗУБ) и идентифицирована по данным промышленного эксперимента.

4. На основе собственных экспериментальных данных проведено сравнение трех моделей описания парожндкостного равновесия в системе мисцелла подсолнечного масла - пары гексана (1Ж^иАС, К11ТЬ и Кошевого Е.П.). Установлено, что наибольшее совпадение с экспериментальными данными обеспечивает модель ЫЯТЬ. В результате идентификации найдены энергетические параметры этой модели: Д§12 = 4095 Дж/моль, Дg2l = -5367 Дж/моль.

5. Определение параметров идентификации основных процессов (коэффициентов теплопередачи, эффективности контактных устройств, числа теоретических ступеней и т. д.) по данным обследования систем дистилляции фирм "Де Смет" и "Европа Краун" на действующих производствах обеспечило удовлетворительное согласие между расчетными и промышленными данными.

6. Показано, что перевод установки фирмы "Европа Краун" на оптимальный режим работы обеспечивает эффект за счет экономии энергетических затрат в размере более 2 млн. руб. в год.

7. Разработаны рекомендации по модернизации системы дистилляции масляных мисцелл и внедрены на ЗАО "Бийский МЭЗ". Ожидаемый экономический эффект составляет 250 тыс. руб. в год.

106

1. A.C. 806749 СССР. Способ предварительной дистилляции масляных мис-целл / Рябченко Н.П., Сухина М.И., Золочевский В.Т. и др. - Б.И. 1981. № 7.

2. А. с. 729237 СССР, МКИЗ В1/10. Способ дистилляции масляных мисцелл / В.И. Запорожский, Г.И. Шкурупий, В.В. Ключкин, Ю.В. Иванов, Н.С. Ару-тюнян, Б.А. Харитонов.

3. А. с. 1039955 СССР. Установка для дистилляции мисцеллы при производстве растительного масла / Щербаков М.Г., Цыганков П.С., Шиян Б.Л., Солда-тенков Л.С.- Б. И.- 1983.- № 33.

4. Аветисян Г.Ц. Моделирование и совершенствование процесса окончательной дистилляции масляных мисцелл // Дне. канд. техн. наук Краснодар., 1985.-124 с.

5. Арестова E.H. Исследование процесса дистилляции масляных мисцелл в условиях закрученного течения фаз и разработка высокоэффективной аппаратуры //Дис. канд. техн. наук .-Краснодар., 1978 -266 с.

6. Арников A.A., Худайбердаев A.A., Дадаев К.О., Маматкулов А.Ф. Многоступенчатый предварительный дистиллятор масляных мисцелл // Масложи-ровая промышленность 1987-№ 8 -С. 12 - 14.

7. Белобородов В.В. Основные процессы производства растительных масел — М.: Пищевая промышленность. 1966. 478 с.

8. Белобородов В.В., Донскова Г.В. Температура кипения мисцелл, образованными различными растворителями в зависимости от концентрации // Изв. вузов. Пищевая технология.- 1974-№ 3 С. 151.

9. Берд Р., Стыоарт В., Лайтфут У. Явления переноса. Пер. с англ. М.: Химия, 1974. 688 с.

10. Ю.Берлин М.А., Касапов Н.К., Константинов E.H. Алгоритм расчета кипения низкотемпературной конденсации / Переработка нефтяных газов— М: ВНИИОЭНТ.- 1977.- С. 111 115.

11. П.Берман Л.Д. Обобщение опытных данных по тепло- и массообмену между жидкостью и паровой смесыо // Теплоэнергетика 1954 - № 5.

12. Берман Л.Д. О теплопередаче при пленочной конденсации движущегося пара // Теплоэнергетика 1966.- № 7.

13. М.Василинец И.М., Залетнев А.Ф. Пути снижения энергетических затрат и интенсификация процесса дистилляции в маслоэкстракционном производстве // В кн. "Химия и технология процессов производства и переработки растительных жиров"//Л. 1985. С.96.

14. Василинец И.М. Производственные испытания роторного дистиллятора для окончательной дистилляции мисцеллы // Масложировая промышленность. 1979.- №5.-С.20.

15. Ветохин В.Н., Комиссаров Ю.А., Ценев В.А. Система автоматизированного расчета химико-технологических процессов SACCP V 1.00 // ТОХТ.-1990.-т. 24- № 6.-С. 817-819.

16. Гавриленко И.В. Маслоэкстракционное производство. М.: Пищепромиз-дат.1960. 246 с.

17. Двойрис А.Д., Беньяминович O.A. Теплообмен при конденсации движущихся паров углеводородных жидкостей // Теплоэнергетика 1970.-№ 1.

18. Деревенко В.В., Ступаков Г.А., Третьякова В.А. Особенности работы предварительного дистиллятора типа ТДА 8 // Масложировая промышленность. 1980.-№6.-С. 40.

19. Деревенко В.В. Пути снижения тепловых затрат при дистилляции мисцеллы // Масложировая промышленность 1987 - № 4 - С. 27 - 30.

20. Ибрагимов М.Г., Серафимов JI.A., Константинов E.H. Исследование кинетики ректификации с инертным компонентом // Изв. вузов СССР. Сер. Химия и химическая технология.- 1973-т. 16.-№ 4-С. 640.

21. Ибрагимов М.Г., Константинов E.H., Серафимов JI.A. Теплообмен при ректификации многокомпонентных смесей // Теор. основы хим. технологии.— 1974-№ 4 — С. 610-615.

22. Калмыков А.Н. Применение вычислительных программ для автоматизированного проектирования ХТС в капиталистических странах.// Химическая пром-сть за рубежом 1973- № 1- С. 29 - 41.

23. Кафаров В.В. Методы кибернетики в химии и химической технологии. — М.: Химия, 1968.-380 с.

24. Кафаров В.В., Дорохов И.Н. Системный анализ процессов химической технологии. Основы стратегии. М.: Наука, 1976. - 500 с.

25. Кафаров В.В., Дорохов И.Н. Системный анализ процессов тепло и массо-переноса// Инженерно-физический журн.-1980.-т. 39 - С.396 -415.

26. Кафаров В.В., Мешалкин В.П., Перов B.JI. Математические основы автоматизированного проектирования химических производств: Методология проектирования и теория разработки оптимальных технологических схем. — М.: Химия, 1979.-320 с.

27. Кафаров В.В., Кулов H.H., Дорохов И.Н. Перспектива развития научных основ химической технологии // Теоретич. основы химич. технолопш.-1990-24.-№ 1.-С. 3-11.

28. Кафаров В.В., Ветохин В.Н., Бояринов А.И. Программирование и вычислительные методы в химии и химической технологии.- М.: Наука, 1972.—487 с.

29. Кафаров В.В. Альбом математических описаний и алгоритмов управления типовыми процессами химической технологии. М.: НИИТЭхим, 1965 -970.-вып. 1 -4.

30. Кафаров В.В., Перов В.Л., Иванов В.А., Бобров Д.А. Расчет на ЦВМ и оптимизация химико-технологических систем большой размерности с произвольной структурой //ТОХТ 1972-т. 6.-№ 1-С. 101 - 108.

31. Кафаров В.В., Перов B.JL, Мешалкин В.П. Принципы математического моделирования химико-технологических систем. М: Химия, 1974.- 344 с.

32. Ключкин В.В., Залетнев А.Ф., Федоров A.B., Крупий С.М., Федоров В.А., Хорбаладзе Г.О. Модификация технологии дистилляции мисцеллы // Мас-ложировая промышленность.- 2004 № 1.- С. 42-43.

33. Ключкин В.В., Савус А.С, Ерешко A.C., Быков Ю.В. К анализу интенсивности межфазного массообмена в подсистеме окончательной дистилляции мисцеллы // Масложировая промышленность 1996 - № 5 - 6.- С. 22 - 27.

34. Ковалев В.А. Вычислительный комплекс для моделирования экстракционного производства растительного масла. // Математическое моделирование и оптимизация масложировой промышленности: Тез. докл. Всесоюз. семинара. Краснодар, 1983. - С. 22 - 24.

35. Ковалев В.А., Константинов E.H. Вычислительный комплекс для моделирования маслоэкстракционного производства.// Информационный листок. -Краснодар: ЦНТИ, 1985.- № 70 85.

36. Ковалев В.А. Применение вычислительного комплекса для оптимизации структуры и режима МЭЗ. // Математическое моделирование и оптимизация масложировой промышленности: Тез. докл. Всесоюз. семинара. Краснодар, 1983.-С. 28-29.

37. Ковалев В.А. Математическое моделирование процессов и технологических схем маслоэкстракционного производства. // Дисс. . канд. техн. наук — Краснодар, 1985 199 с.

38. Ковалев В.А, Константинов. E.H., Вальдман В.А., Ключкин В.В., Донакова Г.В. Анализ схем рекуперации растворителя из паро-воздушных смесей. // Масложировая промышленность 1983-№ 6 - С. 6 - 8 .

39. Коваленко Ю.Т. Температуры кипения подсолнечных мисцелл // Масложировая промышленность- 1963- №4 — С. 7.

40. Коваленко Ю.Т., Устинова Т.И. Давление пара высококонцентрированных масляных мисцелл // Труды ВНИИЖ 1962.- вып. 34 - С. 72 -77.

41. Комиссаров Ю.А., Ценев В.А. Система автоматизированного расчета химико-технологических процессов SACCP 89 // Методы кибернетики химикотехнологических процессов: Тез. док. III Всесоюзн. научн. конф. -М., 1989. С.175.

42. Константинов E.H., Ковалев В.А. Математическое моделирование маслоэкс-тракционного производства // Изв. СКНЦВШ. Технические науки-1983. -№3.-С. 39-43.

43. Константинов E.H., Ковалев В.А. Автоматизация технологических расчетов маслоэкстракционного производства // Масложировая промышленность. -1984.-№9.-С. 10-12.

44. Константинов E.H., Ковалев В.А., Любченков П.П. Оптимизация процесса рекуперации растворителя // Масложировая промышленность. 1982. - № 5. -С. 11.

45. Константинов E.H., Теляков Э.Ш., Петин В.Ф. Уравнения неэквимолярного переноса вещества в многокомпонентных смесях // Труды КХТИ.- 1970.— вып. 45- С.87.

46. Константинов E.H., Кузнечиков В.А. Численный эксперимент по массооб-мену в бинарных смесях на математической модели конвективной диффузии в турбулентном потоке газа в трубе // Инженерно-физический журнал.-1974. -т. 27.-С. 790.

47. Константинов E.H., Кузнечиков В.А., Касапов Н.К. Тепломассообмен при конденсации смесей // Изв. вузов СССР. Сер. Пищевая технология 1980-№ 1.-С. 76-80.

48. Константинов E.H., Ковалев В.А. Математическое моделирование процессов маслоэкстракционного производства//Изв. СКНЦВШ. Технические науки-1983.-№3.- С. 9-12.

49. Константинов E.H., Фридт Л.И., Ключкин В.В. Характеристика равновесия при экстрагировании в системе масличный материал растворитель // Журн. прикладной химии.- 1987- т. 60 - № 9 - С. 1992 - 1996.

50. Копейковский В.М. Технология производства растительных масел .- М.: Легкая и пищевая промышленность, 1982.-412 с.

51. Кошевой Е.П. Материальный и тепловой расчет дистилляционных установок маслоэкстракционных заводов.- Краснодар: Изд. КПИ, 1984 — 29 с.

52. Кузичкин Н.В., Саутин С.Н., Пунин А.Е. Методы и средства автоматизированного расчета химико-технологических систем —Л: Химия, 1987 — 152 с.

53. Кузнечиков В.А., Берлин М.А., Гаврилова В.П. Моделирование газоперерабатывающих производств как системы произвольной структуры // Сб. тр. "Переработка нефтяных газов".-Краснодар, 1979 вып. 5.

54. Кузнечиков В.А., Константинов E.H., Серафимов Л.А. Сравнение методов описания массообмена в многокомпонентных смесях // Инженерно-физический журнал.- 1977-т. 32.-№ 4.-С. 615 619.

55. Кутателадзе С.С. Теплопередача при конденсации и кипении. 2-е изд. — М.: Машгиз., 1952-232 с.

56. Кушнир Н.Э. Повышение эффективности работы дистилляционной установки линии НД- 1250 // Масложировая промышленность 1974 - № 2 - С. 30.

57. Любченков П.П., Рябченко Н.П. Предварительная дистилляция в вихревом потоке //Масложировая промышленность. 1981. - №7.- С. 16.

58. Масликов В.А. Технологическое оборудование производства растительных масел.-М.: Пищевая промышленность. 1974. 438 с.

59. Мотыль Д.Н., Волин Ю.М., Островский Г.М. Структурный анализ больших химико-технологических схем // ТОХТ.-1981- т. 15 №2 - С.232- 2 45.

60. Островский Г.М., Волин Ю.М. Методы оптимизации сложных химико-технологических систем. — М.: Химия, 1970.- 328 с."74.0стровский Г.М., Волин Ю.М. Моделирование сложных химико-технологических схем. — М.: Химия, 1975.-312 с.

61. Панфилов В.А. Научные основы развития технологических линий пищевых производств.-М.: Агропромиздат, 1986-245с.

62. Панфилов В.А. Системный подход к проблеме развития машинных технологий / В кн. Научные основы прогрессивных технологий хранения и переработки сельхозпродукции для создания продуктов питания человека. Углич, 1995.

63. Петин В.Ф., Константинов E.H., Николаев A.M. Неэквимолярный перенос вещества в многокомпонентных смесях // Труды КХТИ.-1969 вып. 43-С. 129.

64. Петин В.Ф., Кузнечиков В.А., Желонкин В.П., Константинов E.H. Теплообмен при испарении смесей в пленочной колонне // Инженерно-физический журнал.- 1973.-т. 25-С. 146.

65. Пономаренко Д.Б. Математическое моделирование абсорбции многокомпонентных смесей и совершенствование процесса рекуперации растворителя в маслоэкстракционном производстве // Дис. . канд. техн. наук. Краснодар. 1986.-286 с.

66. Рид Р., Праусниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей: Справочное пособие / Пер. с англ. 3-е изд., перераб. и доп. - JL: Химия, 1982.-592 с.

67. Руководство по технологии получения и переработки растительных масел и жиров /Под. ред. Сергеева А.Г. Д.: ВНИИЖ. 1974- т. 1- кн. 2 - 286 с.

68. Рябченко Н.П., Арестова Е.И., Лгабченков П.П. Интенсификация дистилляции масляных мисцелл при использовании аппаратов с вихревым течением фаз // Изв. вузов. Пищевая технология.- 1977 № 4 - С. 145.

69. Сабуров A.A., Ключкин В.В. Основы методологии совершенствования и разработки гетерофазных процессов и аппаратов масложировой промышленности на основе принципов системного анализа // Масложировая промышленность- 1995-№ 1-2.-С. 31-35.

70. Свихунов А.Г. Основные закономерности системного анализа в химической технологии // Химическая промышленность.- 1978 № 7 - С. 67 - 69.

71. Сводный обзор программ для расчета на ЭВМ, применяемых при проектировании химических предприятий в странах — членах ЕС М.: ВНИИТЭхим, 1984.-вып. 11-45 с.

72. Слинько М.Г. Моделирование химических реакторов.- Новосибирск: Наука, 1968.-95 с.

73. Справочник по теплообменникам / Пер с англ.- М.: Энергоиздат, 1987560 с.

74. Сухина М.И. Исследование гидродинамики и теплообмена в аппарате с прямоточным закрученным течением фаз в целях интенсификации процесса предварительной дистилляции масляных мисцелл // Дисс. . канд. техн. наук. Краснодар. 1982 187 с.

75. Тягунова Н.Ф., Гордон М.Д. Система расчета и оптимизации технологических схем "СИМОНТА". / В кн. Математическое моделирование нефтеперерабатывающих и нефтехимических производств.- М.: ВНИИНефть, 1976.-№ 12.-С. 56-57.

76. Уэйлес С. Фазовые равновесия в химической технологии: в 2-х ч.: Пер. с англ.- М.: Мир, 1989.-360 с.

77. Федоров В.А. К вопросу о проблемах дистилляции мисцеллы в производстве растительного масла // Сб. Актуальные вопросы техники пищевых производств / Гос. ун т низкотемпературной и пищевой технологий — С— Петербург, 2004.- С. 174 - 178.

78. Федоткин И.И., Липсман B.C. Интенсификация теплообмена в аппаратах пищевых производств. -М.: Пищевая промышленность. 1972.240 с.

79. Фридт А.И. Влияние эффективности оборудования на структуру технологической схемы окончательной дистилляции // Изв. вузов. Сер. Пищевая технология.- 1987.-№ 6.- С. 84.

80. Фридт А.И., Константинов Е.Н. Использование теории предельных режимов для анализа технологических схем маслоэкстракционных заводов // Масложировая промышленность 1987.-№ 10-С. 17-19.

81. Фридт А.И. Совершенствование технологических процессов и схем масло-экстракционного цеха на основе теории предельных режимов // Дис. . канд. техн. наук. Краснодар. 1988.210 с.

82. Abrams D.S., Prausnitz J.M. Statistical Thermodynamics of Liquid Mixtures: A New Expression for the Excess Gibbs Energy of Partly or Completely Miscible Systems // AJChE. J.- 1975 .- v. 21.- P. 116 -128.

83. Benet J.A.R., Collier J.G., Pratt H.R.C., Thornton J.D. Heat Transfer to Two

84. Phase Gas Liquid Systems // Trans. Inst. Chem. Eng.- 1961- v. 39 - P. 113.

85. Bernhardt S.H., Sheridan J.J., Westwater J.W. Condensation of Immiscible Mixtures // AJChE. Symp. Ser.- 1972.- v. 68.- № 118.- P. 21 37.

86. Bonacci J. C., Myers A.L., Nougbri G., Eagleton L.C. The Evaporation and Condensation Coefficient of Water, Ice and Carbon Tetrachloride // Chem. Eng. Sei. -1976.- v. 31.- P. 609 617.

87. Bonnet W.E., Gerster J.A. Boiling Coefficients of Heat Transfer C4 Hydrocar-bQn/ Furfural Mixtures inside Vertical Tubes // Chem. Eng. Prog 1951- v. 77-№3.-P. 151 - 158.

88. Chisholm D.A. Theoretical Basis for the Lockart Martineiii Correlation for Two Phase Flow // Int. J. Heat Mass Transfer.- 1967.- v. 10 - P. 1767 - 1778.

89. Colburn A.P., Hougen O.A. Design of Cooler Condensers for mixtures of Vaporous with non-condensing Gases // Ind. Eng. Chem 1934.- V. 26- P. 1178— 1182.

90. Cruhn G., Dietzch L., Reiner H. Programmsysteme für die mathematische Modelierung//Chem. Technik.- 1971-t. 23.-№ 1.

91. Cutiss C.F., Hirschfelder J.O. // J. Chem. Phys.-1949.-v. 17.- 552 p.

92. Dengler C.E., Addows J.N. Heat Transfer Mechanism for Vaporization of Water in a Vertical Tube // Chem. Eng. Prog. Symp. Ser.- 1956- v. 52 № 18 - P. 95- 103.

93. Gnielinski V. New Ignition for Heat and Mass Transfer in Turbulent Pipe and Channel Flow // Int. Chem. Eng.- 1976.- v. 16 P. 359 - 368.

94. Guerrieri S.A., Talty R.D. A Study of Heat Transfer Tube Boilers // Chem. Eng. Prog. Symp. Ser 1956-v.-52.-№ 18.-P. 69-77.

95. Himmelblau D.M., Bischoff K.B. Process Analysis and Simulation. New York: John Wiley & Sons, 1968.- 389 p.

96. Kehat E., Shacham M. Chemical Process Simulation Programs 1// Process Technol.-1973-v. 18.-№ 1.

97. Krishna R., Standart G.L. Determination of interfacial Mass and Energy Transfer Rates for Multi- component Vapor Liquid Systems // Left. Heat Mass Transfer .- 1976.- v. 3.-№ 2.- P.173 - 182.

98. Lednovic S.L., Fenn J.B. Absolute Evaporation Rates for Some Polar and nonpolar liquids // AJCh. E. J.- 1977.- v. 23.- № 4.- P. 454 459.

99. Liebing H., Karwiese R/ Energie Einsparmöglichkieten an der Strippingstuf der Miscella - Distillation // Seiten - Öle - Fette - Wasche. - 1986. - B.l 12. -№3.-S. 69.

100. Lockart R.W., Martineiii R.C. Proposed Correlation of Data for Isothermal Two Phase Two Component Flow in Pipes //Chem. Eng. Prog - 1949 - v. 45.— № l.-P. 39-48.

101. Maa J.R. Rates of Evaporation and Condensation Between Pure Liquids and Their Own Vapors // Ind. Eng. Chem.-1970.- v. 9.- № 2.- P. 283 287.

102. Morrizon J. MASSBAL Process Simulation.// Chem. Eng. (Gr. Brit.).- 1989.-№461.-p. 127.

103. Motard R.L., Shacham M., Rosen E.M. Steady state chemical process simulation.// AICHE Journal.- 1975.- v. 21.- № 3.

104. Nusselt \V. Surface Condensation of Water Vapor // Z. Ver. Dtsch. Ing-1916 V.- 60.- № 27.- P. 541 - 546;.- № 28.- P. 569 - 575.

105. Pacer 245 user Manual. Hanover: New Hampshire Digital Systems Corporation. - 1971.-27 p.

106. Phillips Petrochemical Abstracts. Mc. Donnel Douglas Automation Company.- 1973.-31 p.

107. Rorshach R.L., Harris R.E. Process Simulation made big computer. Hanover, Oil and Gas.-1970- August.- № 33.- P. 63 - 67.

108. Schlünder E.U. Einführung in die Wärme und Stofflibertragung. Verlag Vieweg, Braunschweig.- 1972 - p. 52.

109. Shellene K.R., Sterling C.V., Snyder N.H. Experimental Study of a Vertical Thermosyphon Reboiler // Chem. Eng. Prog. Symp. Ser 1968 - v. 64.-№ 82-P.102 - 113.

110. Stephan K., Korner M. Calculation of Heat Transfer in Evaporating Binary Liquid Mixtures // Chem. Eng. Tech.-l 969.- v. 41№ 7 P. 409-417.

111. Tochigi K. Prediction of Vapor Liquid equilibrium in nonpolimer solutions using an ASOGlased equation of state // PRASOG. Fluid Phase equilibrium.-1998.-v.- 144. P. 59-68.

112. Van der Walt J., Koger D.G. Heat Transfer during Film Condensation of saturated and Superheated Freon 12 // Prog. Heat Mass Transfer- 1972 V6-P. 75-98.

113. Wilke C.R. Diffusions Properties of Multicomponent Gases // Chem. Eng. Prog. -1950.- v. 46.- P. 95.

114. Wilson G.M. Vapor Liquid equilibrium xl: A new expression for the excess free energy of mixing // J.Am. Chem. Soc.- 1964 - v. 86 - P. 127 - 130.

115. Zielke F., Lempe D.A. Generalized calculation of phase equilibrium by using cubic equations of state//Fluid Phase equilibrium.- 1997-v. 141- P. 63 85.119