CC BY
53УДК 541.124
Смирнов А.А.1, Прокопенко А. Н.2
Впервые о создании прототипов микрореакторов объявила компания Дюпон (ОиВэП, США) в 1987 году [1]. Микрореактор пред-ставляетсобой систему, в которой химические превращения происходят в каналах субмиллиметровых размеров в поперечном сечении. Такие каналы получают на металлических пластинах разными методами: фото- и лазерная литография с последующими химическим или электрохимическим травлением, прецизионным фрезерованием, электроискровой резкой, штамповкой, гофрированием.
В настоящее время химическая промышленность основана на использовании макрореакторов, которые удовлетворяют потребность во всей химической продукции и постоянно совершенствуются. Из-за малых размеров микрореакторы предпочтительнее использовать, например, когда требуется получение небольших количеств необходимого вещества непосредственно в местах его потребления. Применение микрореакторов снижает опасность проведения высокотоксичных и взрывоопасных процессов. В случае разрушения единичного микроканала последствия аварии значительно снижаются по сравнению с разрушением макрореактора. Малые размеры реактора упрощают контроль и управление процессом. Объединяя множество микрореакторов в один комплекс, можно быстро организовывать гибкие малотоннажные производства. Изменение мощности систем достигается варьированием количества параллельно-работающих реакторов.
Применение микрореакторов в системах децентрализованного электроснабжения позволит более эффективно решить проблему получения топливного газа, по сравнению с традиционными решениями. В таких установках производство водорода из первичного углеводородного топлива и его последующее электрохимическое окисление совмещено в единой циркуляционной энерготехнологической системе. При этом исчезает необходимость в организации сложной и дорогостоящей разветвленной трубопроводной сети транспорта водорода и потребность в емкостях для его хранения. Помимо высокой скорости диффузии через стенки сосудов, приводящей к значительным потерям газа, энергетическая плотность (Дж/кг) водорода с учетом массы емкостей для его удержания довольна низка. Поэтому целесообразнее доставлять сырье для получения топливного газа (например, метан) к небольшим установкам конверсии в непосредственной близости от потребителей.
Небольшие габаритные размеры микрореакторов являются преимуществом лишь в узких областях химических производств. За счет наличия субмиллиметровых каналов в этих устройствах происходят изменения физико-химических характеристик протекания процессов по сравнению с макрореакторами. Из чего следуют основные достоинства микрореакторов.
За счет малого размера поперечного сечения отношение площади поверхности канала к его объему может достигать величин до 100 раз превышающих аналогичные для макрореакторов. Это способствует интенсификации массо- и теплообмена внутри канала [2, 3], что позволяет приблизиться к изотермическому ре-
КАТАЛИТИЧЕСКАЯ КОНВЕРСИЯ МЕТАНА В МИКРОРЕАКТОРЕ
Санкт-Петербургский государственный технологический институт (технический университет) 190013, Санкт-Петербург, Московский пр., д. 26
В работе рассмотрены условия проведения процесса конверсии метана в микроканальных системах. Проведен анализ изменения физических параметров потока газа в каналах субмиллиметрового сечения применительно к данному процессу. Выполнен расчет кинетических и термодинамических показателей эффективности каталитической конверсии метана в условиях микрореактора. Показаны улучшения характеристик протекания реакции и преимущества по сравнению с макрореакторами.
Ключевые слова: микрореактор, конверсия метана, катализатор, водородная энергетика.
жиму ведения процессов. При этом проведение каталитических процессов, сопровождающихся большими удельными значениями выделения или поглощения теплоты, становится более эффективным. Увеличивается селективность и производительность реактора по целевым продуктам. При одинаковом сечении каналов в микрореакторе время контакта характеризуется узким распределением, что также увеличивает селективность сложного процесса. Перечисленные достоинства проявляются при проведении быстрых реакций с малыми временами контакта и высокими тепловыми эффектами, например, реакций полного и парциального окисления углеводородов с целью получения водородсодержащего газа [4-6]: множество работ посвящено исследованиям реакции окисления метанола в условиях микрореактора [7-10], а также реакции реформинга метана [11, 12].
В данной работе рассмотрены условия проведения реакции конверсии метана с водяным паром в микрореакторе с учетом кок-сообразования, что может являться как исходным материалом для дальнейших исследований, так и дополнительным к уже проведенным разработкам.
Конверсия углеводородов является перспективным способом получения водорода для нужд водородной энергетики. Классическим примером этой реакции служит паровая конверсия метана на первой стадии получения водородсодержащего газа для синтеза аммиака [13]:
СН4 + Н2О = СО + ЗН2 сНяр 206 кДж/моль (1)
СО + Н2О = СО2 +Н2 с11Н0298= - 41,17 кДж/моль (2)
В промышленных трубчатых печах метан эндотермически реагирует с водяным паром на никелевом катализаторе при температуре порядка 750-800°С при давлении до 4 МПа и соотношении пар/газ - 4. Катализатор обычно представляет собой гранулы разнообразных форм [14, 15]. Для процесса конверсии метана разработаны и блочные катализаторы. Материалом блока является никелевый каркас, который покрывается слоем керамико-металлического материала (кермета) на основе карбида хрома. Последний формирует рабочую поверхность катализатора и является носителем для активного компонента. Благодаря повышенной теплопроводности никелевого каркаса перепад температур по слою в 1,5-2 раза ниже, а за счет порозности 75-85% гидравлическое сопротивление блочного катализатора в 3-5 раз ниже, чем гранулированного [16].
В промышленных условиях конверсию метана проводят на гранулированных катализаторах, которые размещают в трубах диаметром 114x21 мм или 134х16 мм [13]; трубы располагаются внутри печи, нагрев производят топочными газами, полученными при сжигании метана в горелках, расположенных в межтрубном пространстве. Толстые стенки труб выдерживают избыточное давление реагентов внутри них, но имеют высокое сопротивление теплопереноса между трубным и межтрубным пространствами реактора. Теплопередача в трубном пространстве в основном осу-
1 Смирнов Андрей Андреевич, аспирант каф. общей химической технологии и катализа, e-mail: sandrey20101986@rambler.ru.
2 Прокопенко Александр Николаевич, канд. техн. наук, доцент каф. общей химической технологии и катализа, e-mail: anproko@gmail.com.
Дата поступления - 29 апреля 2011 года
ществляется за счет конвекции газового потока и в меньшей степени за счет теплопроводности катализатора. Поэтому газ имеет большую температуру по сравнению с катализатором, который охлаждается из-за эндотермического эффекта реакции конверсии метана. Это приводит к уменьшению скорости по сравнению с потенциально возможной. Процесс лимитируется подводом теплоты. Увеличение температуры топочных газов для интенсификации переноса теплоты ограничено возможностями конструкционных материалов и неприемлемо, так как перегрев катализатора, расположенного ближе к стенкам, приведет к сокращению его срока службы. Высоких значений степени превращения метана достигают увеличением длины труб, при этом возрастает гидравлическое сопротивление, а значит, и энергозатраты на транспортировку реагентов. Из-за неравномерного распределения катализатора внутри труб в слое могут возникать локальные зоны перегрева, что ведет к реакции никеля с алюмооксидным носителем и образовании шпинели 1\ИА12С>4 с потерей активности контакта.
Наличие кислотных центров на поверхности катализатора и температурный режим реактора при низких соотношениях пар/газ способствуют образованию и накоплению кокса [17].
Для термодинамического расчета процесса конверсии метана с учетом коксообразования необходимо совместно рассмотреть три независимые реакции, например (1-2) и пиролиз метана:
СН4 = 2Н2 + С сН°25в= 74,94 кДж/моль
(3)
Рисунок 1. Зависимость равновесного выхода углерсща ХС (моль углерода/моль метана) и равновесной степени превращения метана ХСН4 от температуры Т, К номера линий 1,2,3(ХСН4) соответствуют мольному отношению водяного пара к газу - 3,2,1.5, аналогично соответствуют номера линий 4,5,6 (ХС).
Результаты расчета равновесных показателей протекания процесса паровой конверсии метана представлены1 на рисунках 1-3. Экстремальный характер кривых выхода углерода объясняется тем, что с увеличением температуры равновесие реакций (1) и (3) смещается в сторону образования продуктов. Однако, увеличение концентрации водорода за счет реакции (1) смещает равновесие реакции (3) в сторону метана - термодинамическая вероятность образования углерода снижается. В области низких температур равновесная степень превращения метана мала - вероятность образования кокса по реакции (3) возрастает. Начиная с определенной температуры Тг образование углерода в равновесной смеси невозможно. Причем большему содержанию пара в смеси отвечает больший равновесный выход водорода и меньшая температура прекращения коксообразования (рисунок 2).
Кривые степени превращения метана на рисунке 1 имеют характерный излом при минимальной температуре завершения равновесного выделения углерода. Селективность процесса конверсии по реакции (1) с ростом температуры увеличивается и достигает единицы при температуре завершения равновесного образования углерода, как это показано на рисунке 3.
Рисунок 3. Зависимость равновесной селективности процесса по оксидам углерода Б оттемпературы Т, К; индексы 1,2,3 соответствуют мольному отношению водяного пара к газу-1.5,2,3.
В работе [18] сделана оценка степени заполнения поверхности катализатора углеродом. Для этого был рассмотрен механизм процесса конверсии метана, в котором на первой стадии СН4 разлагается до углерода по реакции (3), а затем происходит реакция углерода с водяным паром:
Н2О + С = СО + Н2 СН°2з?= 131,46 кДж/моль (4)
На основе экспериментальных данных, полученных на блочном никельсодержащем катализаторе в проточном реакторе, был выполнен расчет констант скоростей реакций (3) и (4) при условии, что скорость реакции (2) крайне велика, и поэтому текущий состав смеси практически отвечает состоянию равновесия конверсии оксида углерода (II).
Для неравновесного состава зависимость доли поверхности, заполненной углеродом, от температуры будет иметь вид, показанный на рисунке 4.
Рисунок 2. Зависимость минимальной температуры прекращения выделения углерода в условиях равновесия Тг от мольного отношения водяного пара к метану п.
оттемпературы Т, К индексы30,50,80оаответствуюгг значениям степени превращения метана в %.
В области малых температур константы скоростей реакций (3) и (4) соизмеримы. При одной и той же температуре с увеличением степени превращения метана увеличивается концентрация Н2 и степень заполнения поверхности катализатора углеродом. По мере превращения метана происходит накопление углерода на поверхности, что наблюдается на рисунке 4. При повышении температуры константа скорости реакции (4) растет быстрее, чем для реакции (3), равновесие эндотермических реакций (3) и (4) смещается в сторону образования продуктов, поэтому с увеличением количества прореагировавшего метана доля поверхности, заполненной углеродом, уменьшается.
Независимо от степени превращения метана доля поверхности катализатора, заполненной углеродом, уменьшается по мере возрастания температуры.
Для предотвращения зауглероживания активной поверхности реакцию проводят при большом избытке окислителя - водяного пара. Снижение содержания этого компонента в реагирующей смеси заметно уменьшает расход теплоты на нагрев и испарение воды - весьма энергозатратный процесс. Чем больше содержание водяного пара в исходной смеси, тем больше достигаемая степень конверсии метана, но меньше концентрация водорода на выходе из реактора, что снижает эффективность электрохимического окисления в топливном элементе. Это особенно принципиально, если рассматривать конверсию метана, как стадию получения водорода
в единой циркуляционной энергосистеме на базе высокотемпературного топливного элемента [19, 20].
В таких системах узел получения водорода и топливный элемент, производящий электроэнергию, объединены. Применение существующей технологии конверсии метана для производства водорода в подобных энергоустановках не позволяет достигать высокой эффективности системы из-за относительно низкой концентрации водорода в топливной смеси.
Наиболее эффективны циркуляционные установки, обеспечивающие возврат в конвертор природного газа продуктов окисления (оксиды углерода и водяной пар) после топливного элемента в качестве реагентов, что позволяет работать без узла производства технологического пара. При этом осуществляется пароуглекис-лотная конверсия метана. Для поднятия концентрации водорода перед топливным элементом необходимо уменьшать концентрацию водяного пара в исходной смеси, что в условиях обычного трубчатого реактора повлечет за собой образование кокса, снижение активности катализатора и нарушение работоспособности системы вплоть до ее остановки.
Одним из возможных решений проблемы коксообразова-ния является разработка катализатора, способного сохранять высокую активность при пониженном соотношении водяной пар / метан. Применение керметных материалов на основе карбида хрома в качестве носителя катализаторов конверсии метана и щелочноземельных промотирующих добавок, например СаО, уменьшают возможность образования кокса за счет снижения кислотности поверхности. Высокая термостойкость таких катализаторов по сравнению с алюмооксидными позволяет проводить процесс при больших температурах и меньших соотношениях пар/газ без заметного образования углерода. Использование блочных керметных катализаторов дополнительно снижает затраты на транспорт реагентов из-за более низкого гидравлического сопротивления.
Еще более перспективным способом получения водорода в совмещенных энергоустановках может являться конверсия метана в условиях микрореактора. И, если в крупномасштабном производстве микрореакторы не предоставят необходимой производительности, то в компактных установках получения электроэнергии применение этих устройств целесообразно. Применительно к конверсии метана микроканальные реакторы имеют ряд преимуществ по сравнению с классическими типами.
Интенсификация теплообмена за счет увеличения отношения поверхность/объем и малое сечение потока позволяют многократно снизить радиальный градиент температуры в канале и вести процесс при более высокой температуре, обеспечивающей преимущественное протекание реакций (1) и (2). Существуют два типа размещения катализатора в микроканалах: в объеме и на внутренней стенке [21, 22]. Из-за более низкого гидравлического сопротивления нанесение катализатора на стенки предпочтительнее. Очень важным фактором является то, что при таком размещении контакта активная поверхность будет иметь более высокую температуру, чем газовый поток. Это достигается тем, что катализатор во внутреннем пространстве канала нагревается непосредственно от стенки, минуя конвективный перенос теплоты газовым потоком. При этом становится возможным поддерживать высокую температуру катализатора, при которой вероятность образования углерода будет минимальной, так как исчезает фактор перегрева контакта вблизи стенки трубы, как в случае макрореактора конверсии метана. Перечисленные преимущества микрореакторов позволяют достичь высоких значений скорости реакции и селективности по водороду.
К недостаткам микроканальных каталитических систем можно отнести невозможность замены отработавших контактов. Микрореактор заменяется целиком. С другой стороны, это может упростить обслуживание установок на базе таких устройств, так как исчезает необходимость остановки и разборки всей системы.
Использование микроканальных систем увеличит эффективность миниэлектростанций на базе топливных элементов. Возрастание скорости реакции даст высокие значения степени превращения метана, а уменьшение коксообразования позволит снизить отношение Н2О (СО2)/СН4, и какследствие повысить концентрацию водорода в топливной смеси.
Для определения кинетических и тепловых характеристик конверсии метана с водяным паром в условиях микрореактора была разработана математическая модель этого процесса. При этом были приняты допущения: температура катализатора на внутренней стенке постоянна по всей длине канала, что достигается переменным тепловым потоком через стенку; в радиальном направлении
концентрации компонентов и температура потока реакционной смеси неизменны, что соответствует результатам, полученным в работе [23].
Для расчета скорости процесса была использована разработанная ранее кинетическая модель конверсии метана. Температурные зависимости константы скорости определены из экспериментальных данных, полученных в проточном реакторе [18].
На рисунках 5-8 представлены результаты расчета процесса конверсии метана с водяным паром в канале диаметром 2 мм и длиной 200 мм. Соотношение внутренней площади поверхности канала к его объему составило 2000. Температура катализатора на внутренней стенке постоянная - 850°С. Расход метана - 0,0001 моль/с, мольное отношение водяного пара к метану - 2.
Рисунок 5. Изменен скоростей реакций (1) и (2) ЦСМ и ЦСо2, соответственно, подлине микроканала -, м.
Рисунокб. Изменение степени превращения метана ХСН4 подлине микроканала м.
"о 0 о: 0 04 0.06 0.08 0 1 0 12 0 14 0.16 0.18 0 2
Рисунок 7. Распределение теплового потока ф подлине микроканала м.
0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1 0.12 0.14 0.16 0.18 0.2
Рисунок 8. Изменение температуры потока реакционной смеси И по длине микроканала!-, м.
На рисунке 5 показано изменение скоростей реакций (1) и (2) по длине канала. Очевидно, что при постоянной температуре катализатора, скорость реакции (1) по мере расходования реагентов будет понижаться. Скорость реакции (2) проходит через максимум, что объясняется отсутствием СО на входе в реактор; далее возрастает концентрация оксида углерода (II) в результате протекания реакции (1) - иСо2 растет; уменьшение содержания метана снижает скорость реакций (1) и (2), процесс приближается к равновесию. Степень превращения СН4 на выходе из канала составляет примерно 97% (рисунок 6).
Процесс протекает на катализаторе при постоянной температуре 850°С, обеспечивающей низкую вероятность образования кокса в результате пиролиза метана. Постоянство температуры стенки и, следовательно, катализатора достигается переменным по
длине канала тепловым потоком, показанным на рисунке 7. Температура потока реакционной смеси вследствие подвода теплоты через стенку канала возрастает, что представлено на рисунке 8. Приблизиться к изотермичному режиму работы микроканала в реальных условиях можно, обеспечив неравномерный тепловой поток по длине канала.
В случае подогрева реактора топочными газами к необходимому распределению теплового потока по длине канала можно приблизиться в режиме прямотока. При этом на входе в реактор температура топочных газов и тепловой поток будут максимальны, по мере протекания реакции эти параметры будут снижаться.
При псдвсде теплоты с помощью электрического тока необходимо максимально увеличить плотность тока на входе в реактор и плавно уменьшать по длине канала. Этот параметр можно регулировать плотностью витков нагревательного элемента. Таким способом удобно пользоваться в лабораторных испытаниях микрореакторов. В реальных условиях нагрев электрическим током нецелесообразен.
При увеличении расхода СН4 в полтора раза степень превращения снижается лишь на 4%, а температура на выходе из реактора примерно на 10°С. При организации циркуляции, например, в совмещенных энергоустановках снижение степени превращения метана не будет существенно влиять на КПД системы, так как непрореагировавший газ частично возвращается обратно в реактор конверсии.
Анализ определяющих характеристик процесса конверсии метана в условиях микрореактора за счет геометрических авбен-ностей каналов и исследование кинетики и термодинамических параметров процесса на керметном катализаторе показали, что использование микроканальных систем является перспективным решением одной из проблем создания совмещенных энергоустановок на базе ТЭ.
При использовании микроканалов изменяется характер подвода теплоты - осуществляется непосредственный нагрев катализатора, закрепленного на внутренней стенке. Температура катализатора становится практически равной температуре греющей стенки, которая определяется тепловым потоком, идущим из межтрубного пространства с одной стороны, интенсивностью поглощения теплоты химическим процессом и конвективным переносом теплоты к потоку реакционной смеси с другой. Варьирование внешнего теплового потока позволяет поддерживать высокую температуру контакта, что приводит: к росту скорости эндотермической реакции конверсии метана, снижению вероятности образования кокса и возможности работы при меньших временах контакта, что обеспечивает рост производительности по водороду.
Применение микрореакторов для конверсии метана в циркуляционных энергоустановках на базе ТЭ представляется весьма перспективным способом получения водорода. Снижение вероятности образования кокса за счет повышения температуры катализатора позволяет перерабатывать сырье при более низком соотношении водяной пар/метан, что приводит к повышению концентрации водорода в топливной смеси и, как следствие, к повышению КПД преобразования энергии топливным элементом.
Возможность проводить эндотермические процессы при высоких внешних тепловых потоках позволяет рекомендовать микроканалы для активной тепловой защиты конструкций. Например, для высокоскоростного летательного аппарата наличие активной тепловой защиты позволяет: повысить теплотворную способность получаемой смеси за счет проведения эндотермических процессов первичного преобразования исходного топлива, понизить температуру теплонапряженных поверхностей обшивки.
Литература
1. Kothare M. V. Dynamics and control of integrated microchemical systems with application to micro-scale fuel processing. // Computers and Chemical Engineering, 2006, V. 30, pp. 1725-1734.
2. Harms Т., Kazmierczak М., Gerner F. Developing convective heat transfer in deep rectangular microchannels // International Journal of Heat and Fluid Flow. 1999. - Vol. 20, №2. - P. 149-157.
3. Mahinpey N. Ojha M., Trass O. Transient mass and heat transfer in a smooth pipe // International Journal of Heat and Mass Transfer. 2001. - Vol. 44, № 20. - P. 3919-3930.
4. МакаршинЛ. Л., Пармой В. Н. Микроканальные каталитические системы для водородной энергетики. // Рос. хим. журн., 2006. Т. L. №6. С. 19-25.
5. Макаршин Л. Л., Андреев Д В., Павлова С.Н. Эффективность работы катализатора в микрореакторе парциального окисления метана. // Международный журнал «Альтернативная энергетика и экология». № 2(46), 2006, С. 132-134.
6. Jameiyn D. Hdiaday, Yong Wang, Evan Jones. Review of developments in portable hydrogen production using microreactor technology. // Chem. Rev., 2004 (104), pp. 4767-4790.
7. Грибовский А. Г., Макаршин Л. Л., Андреев Д. В. и др. Исследование эффективности работы катализатора Zn/TO2 в микроканальном реакторе в реакции паровой конверсии метанола // Кинетика и катализ. Т. 50. № 1. 2009. С. 15-21.
8. Jeong-Se Suh, Ming-Tsang Lee and others. Transport phenomena in a steam-methanol reforming microreactor with internal heating. // International journal of hydrogen energy, 2009 (34), pp. 314-322.
9. Yoshihiro Kawamura, Naotsugu Oqura, Tadao Yamamoto. A miniaturized methanole reformer with Si-based microreactor for a small PEMFC // Chemical Engineering Science, 2006 (61), pp. 1092-1101.
10. Vlnay K. Vadlamudi, Srinivas Paianki. Modeling and analysis of miniaturazed methanole reformer for fuel cell powered mibile applications. // International journal of hydrogen energy, 2011 (36), pp. 33643370.
11. Michael J. Stutz, Nicn Hotz, Dimos Pouiikakos Optimization of methane reforming in a microreactor - effects of catalyst loading and geometry. // Chemical Engineering Science, 2006 (61), pp. 4027-4040.
12. Symeon Karagiannidis, John Mantzaras. Numerical investigation on the start-up of methane-fueled catalytic microreactors. // Combustion and flame, 2010 (157). pp. 1400-1413.
13. Справочник азотчика: Физико-химические свойства газов и жидкостей. Производство технологических газов. Очистка технологических газов. Синтез аммиака: изд. 2-е, перераб. М.: Химия, 1986. 512 с.
14. Мухленов И.П., Добкина Е.И., Дерюжкина В.И., Сороко В.Е. Технология катализаторов: изд. 3-е. Л.: Химия, 1989. С. 156.
15. Григорьев В.Г., Цыганова Г.В., Осокин А.В. Способ получения никелевого сферического катализатора конверсии газов полукоксования КАУ // Это и есть сборник ^ Комплексное использование углей Канско-Ачинского бассейна. Л.: ЛТИ им. Ленсовета, 1986. С. 96-99.
16. Арнаутова Г.М., Григорьев Е.Г., Калмыкова ИА., Осокин АВ. авторыIраздела) Исследование конверсии газов полукоксования КАУ название раздела) // Разработка методов использования газообразных продуктов и минерального сырья, полученных из КАУ. Исследование кинетики конверсии газов полукоксования и синтеза метанола. Исследование работы узлов схемы комплексной очистки газов. Разработка составов ячеистых автоклавных материалов на основе зол березовских углей: Отчет о НИР (промежут.); ЛТИ им. Ленсовета; рук. Померанцев В.М. № 01.86.0120204; инв.№ не указан Л., 1987. 33 с.
17. Власов ЕА, Прокопенко АН. Получение водорода из углеводородного сырья на никельсодержащих катализаторах // Вестник ИНЖЭКОНа, сер. «Технические науки», 2005. Вып. 3(8) С. 7-13.
18. Смирнов АА, Прокопенко АН. Кинетика конверсии метана с водяным паром на керметном никельсодержащем катализаторе // Известия СПбГТИ(ТУ) 2010. №7(33). С. 17 - 20.
19. Прокопенко АН. Гибридные циркуляционные энергосистемы, работающие на углеводородном сырье.// Вестник ИНЖЭКОНа сер. «Технические науки». 2008. Вып. 8 (27) С. 17-25.
20. Прокопенко АН. Анализ режимов функционирования гибридных циркуляционных энергосистем на основе высокотемпературных топливных элементов. // Известия СПбГТИ(ТУ) 2009, №5(31). С. 45-49.
21. Jensen K. F. Microreaction engineering: is small better?// Chem. Eng. Sci, 2001, V. 56. P. 293-298.
22. Ajmera S. K., Dehttre C., Schmidt M. A, Jensen K.F. Microfabricated differential reactor for heterogeneous gas phase catalyst testing// J. Catal., 2002. V. 209, P. 401-406.
23. Козлов СП. Численное моделирование химических превращений водородсодержащих газов в микроканалах: автореф. дис. на соискание канд. физ.-мат. наук. Новосибирск. Институт теплофизики им. С.С Кутателацзе СО РАН 2010. 23 с.
