CC BY
94УДК
Oksana I. Sycheva, Yuri A. Pisarenko, Ivan P. Semenov
DEVELOPMENT AND MODELING OF REACTIVE DISTILLATION PROCESS OF OBTAINING ETHYLACETATE BY DEHYDROGENATION OF ETHANOL
Federal State Budget Educational Institution of Higher Education «MIREA - Russian Technological University», Vernadsky Avenue, 86, Moscow, 119571, Russia [email protected]
A promising direction in processes of general organic synthesis is use of bioethianol as a raw material for production of ethylacetate. The article describes the development and modeling of the reaction-rectification process to produce ethyl acetate by dehydrogenation of ethanol, which will allow combining in one apparatus the chemical conversion and separation of the resulting reaction mixture by rectfication, reducing the cost of carrying out the process and increasing the main parameters of the process. As part of the work, the collection and processing of physicochemical information about the components of the reaction mixture was carried out, a mathematical model of the process was developed, based on which the development and modeing of the technological scheme were carried out, the parameters and indicators of the process were determined.
Keywords: bioethanol, criteria for thermodynamic efficiency, process modeing, work of separation, reactive distillation, ethyl acetate.
001 10.36807/1998-9849-2021-56-82-101-107
Введение
Этилацетат - растворитель с широким диапазоном применения, прежде всего в пищевой, лакокрасочной и фармацевтической областях промышленности. В настоящее время общая мощность установок по производству этилацетата в мире составляет 4,2 млн т в год. В России за 2018-2019 год ежегодный объем импорта этилацетата составил 16,0-17,5 тыс. т, при этом экспорт находится на уровне 0,6-0,7 тыс. т в год, что показывает важность задачи создания собственных эффективных производств этилацетата в России [1].
Основным промышленным способом получения этилацетата является этерификация уксусной кислоты этанолом. Процесс протекает в присутствии серной кислоты или ионообменных смол в качестве катализатора. Существует жидкофазный, парофазный и совмещенный метод этерификации, каждый из которых обладает своими достоинствами и недостатками [2, 3].
.011
Сычева О.И., Писаренко Ю.А., Семенов И.П.
РАЗРАБОТКА И
МОДЕЛИРОВАНИЕ
РЕАКЦИОННО-
РЕКТИФИКАЦИОННОГО
ПРОЦЕССА ПОЛУЧЕНИЯ
ЭТИЛАЦЕТАТА
ДЕГИДРИРОВАНИЕМ
ЭТАНОЛА
МИРЭА-Российский технологический университет, Институт тонких химических технологий им. М. В. Ломоносова, пр-т Вернадского, 86, Москва, 119571, Россия [email protected]
Перспективным направлением в процессах основного органического синтеза является использование биоэтанола как сырья для получения этилацетата. Статья посвящена разработке и моделированию реакционно-ректификационного процесса получения этилацетата дегидрированием этанола, который позволит объединить в одном аппарате химическое превращение и разделения образовавшейся реакционной смеси ректификацией, сократить затраты/ на проведение процесса и увеличить основные показатели процесса. В рамках работы/ проведен сбор и обработка физико-химической информации о компонентах реакционной смеси, разработана математическая модель процесса, на основе которой проведены/ разработка и моделирование технологической схемы/, определены/ параметры/ и показатели процесса.
Ключевые слова: биоэтанол, критерии термодинамической эффективности, моделирование процесса, работа разделения, реакционно-ректификационный процесс, этилацетат.
Дата поступления - 25 января 2021 года
По своей химической сути этерификация требует использование кислоты в качестве реагента и сопровождается образованием воды, что является основными недостатками данного метода, поскольку наличие воды усложняет схему ректификационного разделения, присутствие кислоты приводит к образованию стоков и высокой стоимости оборудования, снижается теоретический выход продукции из сырья. В качестве сырья выступают два компонента, в том числе дорогостоящая коррозионно-активная уксусная кислота.
Альтернативным традиционному уксуснокис-лотному способу получения этилацетата является процесс дегидрирования этанола до этилацетата на гетерогенных катализаторах, описываемый реакциями [4]:
С2Н50Н«->С2Н40+Н2 (1)
С2Н5ОН + С2Н40^ С4Н802 + Н2 (2)
С;Н^С — л1лт::г пр^лу:-:?;.: (3)
Первоначально процесс дегидрирования этанола в этилацетат для промышленности предложен фирмой Davy Process Technology [5]. В России усовершенствование технологии дегидрирования этанола получило в работах [6,7], где разработан промышленный процесс получения из этанола методом дегидрирования по классической рециркуляционной схеме, включающей реакторный блок и блок разделения. Процесс проводят на промышленных медь-цинковых катализаторах, при температуре 180-250 °С и давлении 10-30 атм.
Возможность реализации дегидрирования этанола с получением этилацетата в виде промышленного непрерывного совмещенного реакционно-ректификационного процесса (НСРРП) рассмотрена в работе [8]. Ключевое свойство совмещенного процесса заключается в том, что в нем зачастую реализуется возможность получения на выходе из аппарата конверсии, превышающей термодинамически равновесную для данных условий проведения процесса [9].
В настоящее время ведутся разработки совмещенного процесса, получения этилацетата дегидрированием этанола, но окончательной технологии и технологической схемы не предложено.
Подготовка исходных данных для моделирования
С целью разработки НСРРП предварительно проведен сбор и обработка физико-химической информации, необходимой для описания фазового равновесия в реакционной смеси, воспроизводства структуры диаграммы ее дистилляции, выявления азеотро-пии и связанных с этим термодинамических ограничений, определяющих, в итоге, принципиальную технологическую схему.
Процесс дегидрирования этанола до этилаце-тата протекает по трем реакциям (1), (2) и (3), основными компонентами являются этанол, ацетальдегид и этилацетат. В ряде работ [6, 10] экспериментально установлено, что в качестве побочных продуктов по реакции (3) выступают бутанол, бутилацетат, этилбу-тират и вода. На основании этой информации предложены следующие уравнения побочных реакций:
(4)
Н2 (5) (6)
Реакционная смесь состоит из семи компонентов: ацетальдегид, этилацетат, этанол, вода, бутанол, бутилацетат, этилбутират. В качестве модели для описания парожидкостного равновесия выбран метод с использованием уравнения NRTL для учета неидеального поведения жидкой фазы и уравнения состояния Редлиха-Квонга (РК) для описания неидеального поведения паровой фазы, проявляющегося при повышенном давлении.
Для описания физико-химических свойств смеси использовали программный пакет Aspen Plus® V9.0 [11]. Адекватность описания фазового равновесия выбранной моделью в программном комплексе оценена по среднему абсолютному отклонению расчетных значений состава паровой фазы и равновесной температуры от соответствующих экспериментальных значений. Экспериментальные данные для части бинарных систем приняты согласно справочным данным [12], остальные рассчитаны по методу UNIFAC.
Диаграмма дистилляций смеси представлена гептатопом. В результате анализа диаграммы дистилляции:
— найдены все особые точки смеси - семь чистых компонентов, девять бинарных азеотропов и пять трехкомпонентных, рассмотрены взаимосвязи особых точек друг с другом;
— установлено влияние давления на свойства и поведение особых точек реакционной смеси. Дегидрирование этанола проходит при повышенном давлении [13], с помощью расчетов установлено оптимальное давление 20 атмосфер, при котором исчезает азеотроп этилацетат-этанол, тем самым улучшая условия для отделения продуктового потока этилацетата от реагента. Увеличение давления свыше 20 атмосфер приводит к росту числа азеотропов [11].
— проведен сбор и обработка физико-химической информации. Исходя из данных по физико-химическим свойствам многокомпонентной реакционной смеси, проведен анализ статики, в результате которого определены: стационарные состояния совмещенного процесса, обеспечивающие максимальный выход целевого продукта и технологическая схема организации НСРРП.
Для проведения процесса использован комплекс из двух ректификационных колонн. Первая колонна, с размещенным в верхней части аппарата гетерогенным катализатором, служит для проведения реакции дегидрирования и выделения продуктового эти-лацетата из кубовой части, вторая колонна — ректификационная, предназначена для отделения этилаце-тата в качестве дистиллята от тяжелых примесей.
Моделирование реакционно-ректификационного процесса
Моделирование реакционно-
ректификационного процесса в программном комплексе состоит из нескольких этапов, включая подбор и преобразование кинетической модели для реакционной составляющей, моделирование технологической схемы, выбор основных параметров работы разделительного блока и его оптимизация.
Преобразование кинетической модели. Первым этапом является моделирование реактора дегидрирования, необходимое для оценки адекватности выбранной кинетической модели, используемой в дальнейшем для расчета реакционно-ректификационного аппарата. Выражения для определения скорости реакций (1)-(3), согласно исследованию [4], представлены моделью Ленгмюра-Хиншельвуда и имеют вид:
к1ЬК{Ри(1-(1/Ке1ХРддРНз/Рк1))
(1 - Ь Е1РЕ1+Ьд д Рд д+Ь н Рн +Ъ Ед РЕД)
ьгьк,ьААрН1рДАС1-(1/квг)(РЕАрН2/рН1рДА))
г, =
(l+bEtPEt + ЬДДРДД+ЬН Рн +ЬЕД PeaJ2
гз — kg Рад
(7)
(8)
(9)
где kj - константа скорости /-ой реакции; Ь} - адсорбция j-ro компонента; r¿ - скорость /-ой реакции; -парциальное давление /го компонента; ке. - константа
равновесия /-ой реакции, (j: AA - ацетальдегид, Et -этанол, EA - этилацетат, H - водород).
Значения параметров кинетической модели [4] преобразованы в соответствии с системой единиц программного комплекса Aspen Plus®V9.0. Дополнительно определены недостающие для моделирования параметры: предэкспоненциальные множители и энергии
активации для обратных реакций (1) и (2), а также кинетические параметры для побочных реакций (4)-(6).
В литературных источниках приведены выражения для расчета скорости побочных реакций в общем виде (9), в рамках данной работы константа скорости определена в зависимости от соотношения концентрации побочных компонентов в реакционной смеси, определенного экспериментально [6].
Значения констант скоростей обратных реакций (1) и (2) рассчитаны, исходя из константы химического равновесия каждой из них, которая определяется как отношение произведения парциальных давлений продуктов к произведению парциальных давлений реагентов. В результате получены значения параметров кинетических уравнений для моделирования (таблица 1):
Таблица 1. Параметры кинетической модели процесса для
№ реак- Константа Предэкспонента, Энергия акти-
ции скорости кмоль/кг-сек.-атм. вации, кал/моль
1 ki 3,142х1014 36250
-1 k-1 1,560х108 33940
2 k2 1,357х101 12950
-2 k-2 2,530х103 21144
4 k4 1,365х10-8 38560х10-6
5 k5 7,543х10-9 60432х10-6
6 k6 7,653х10-9 61007х10-6
В качестве питания в реактор подают этанол с параметрами, соответствующими экспериментальному исследованию [4]: объемная скорость потока составила 0,625 ч-1, температура потока питания 220 °С и давление в аппарате - 20 атмосфер. В результате расчета определены основные показатели процесса (таблица 2). Адекватность кинетической модели доказана сравнением основных показателей процесса, полученных при моделировании с экспериментальными значениями [4].
Таблица 2. Показатели моделирования реакционного узла
Показатель Значение Эксперимен- Ошибка,
расчетные, % тальные значения, % %
Конверсия (этанол) 54,9 55,68 1,40
Селективность (аце- 1,49 1,44 3,36
тальдегид)
Селективность (эти- 94,93 95,99 1,10
лацетат)
Селективность (по- 2,70 2,57 4,81
бочные)
Относительная ошибка между значениями, полученных расчетами и значениями лабораторного эксперимента [4] не превышает 5 %, что подтверждает возможность использования кинетической модели дегидрирования этанола при дальнейшем моделировании технологических схем.
Моделирование реакционно-
ректификационной процесса получения этилацетата. Технологическая схема процесса получения этилацетата дегидрированием этанола представлена на рис. 1.
Задание кинетических уравнений для расчета НСРРП в Aspen Plus®V9.0 доступно в виде, соответствующему закону действующих масс. Полученные ранее параметры (таблица 1) преобразованы, посред-
ством итерационного расчета для определения значений предэкспоненты, компенсирующий адсорбционных член модели Ленгмюра-Хиншельвуда.
Так, в программном комплексе были введены уравнения реакций (1), (2), (4)-(6), для перевода выражений (7) и (8) к виду закона действующих масс введены поправочные коэффициенты К1' и К2' соответственно.
На первом шаге итерации коэффициенты принимали равными единице. В результате расчета получали значения скорости образования/убыли основных компонентов в зоне протекания реакции, и далее осуществляли сравнение полученных значений со значениями для реактора дегидрирования (таблица 1). На каждой итерации производили пересчет поправочного коэффициента по результатам сравнения скоростей. Итерации повторяли, пока ошибка сравнения скоростей не становилась менее 1 %.
Для констант скорости побочных реакций пересчет не проводили, поскольку в их кинетических выражениях нет адсорбционного члена. Полученные новые параметры скоростей реакций (1) и (2) представлены в таблице 3.
Таблица 3. Значения параметров кинетической модели для
№ реакции Предэкспонента, кмоль/кг-сек.-атм. Энергия активации, кал/моль
1 1,031х1014 36250
-1 1,560х108 33940
2 5,872 12950
-2 2,530х103 21144
4 1,365х10-8 38560х10-6
5 7,543х10-9 60432х10-6
6 7,653х10-9 61007х10-6
Производительность установки, выбранная для моделирования, исходя из стандартной мощности Российских предприятий составила 600 кг/час по этанолу. Давление исходного потока составляет 1 атм., температура - 25 °С.
\ Q 2
-Сдувга \ Q4
Т-2
Исходная 1 [ J " смесь 1
|Бп(ж ссуш*и|—|
7
Н-2
ТЗ
\ Q з
h-3 b-
— Е-2
Т-5
\ Q 5
Рис. 1. Технологическая схема реакционно-ректификационного получения этилацетата дегидрированием этанола
Верхним отбором колонны К-1 является поток, содержащий этанол, этилацетат, ацетальдегид и воду. Часть потока возвращают в колонну в качестве флегмы 3, он же является внутренним рециклом непрореагировавшего этанола. Для удаления воды, выделяющейся в результате побочных реакций (4)-(б) предусмотрен блок адсорбционной осушки.
Кубовый продукт колонны К-1 4 представляет собой смесь этилацетата и побочных продуктов: бута-
нол, бутилацетат, этилбутират. Далее поток поступает на разделение в К-2, где в качестве верхнего продуктового потока 5 выделяют товарный этилацетат 99,6 % мас., в качестве кубового 6 продукта - тяжелые примеси.
Оценка термодинамической эффективности и оптимизация. Эффективность К-1 определена на основе анализа профилей распределения компонентов по колонне и составила 22 теоретические тарелки, в качестве зоны протекания реакции выбраны тарелки с 2 по 5-ю, расположенные в верхней части аппарата, номер тарелки питания - 5. Для ректификационной колонны К-2 оптимальное количество ступеней разделения составило 17 и определено при моделировании с помощью М^-анализа, где в качестве целевой функции выступали затраты теплоты в кубе колонны, в качестве варьируемого параметра - количество тарелок в колонне и положение тарелки питания, при заданной спецификации на составы продуктовых потоков [14].
Оптимальное положение тарелки питания в К-2 определено из расчета зависимости критерия термодинамической эффективности процесса разделения -работы разделения от положения тарелки питания (Рис. 2) [15].
Рис.
6 7
Тарелка питания К-2 2. Зависимость работы разделения в колонне К-2 от положения тарелки питания
Расчет позволил установить, что минимальной работе разделения, при закрепленной спецификации на составы продуктовых потоков, соответствует тарелка питания № 7.
При анализе технологической схемы (рис. 1) отмечено, что существует возможность применить принцип рекуперации тепла, а именно: использовать избыточную теплоту потока 4 для подогрева потока 1 (рис. 3). С предлагаемым уменьшением температуры питания в К-2 в пользу подогрева исходного потока в К-1, в колонне К-2 растут затраты теплоты в кубе, поэтому возникает задача определения целесообразности охлаждения потока 4 и нахождения его оптимальной температуры с точки зрения энергосбережения. Вопрос, при какой температуре подавать смесь в колонну хорошо освящен в научной литературе [16,18], однако единого мнения относительно этого вопроса нет.
Рис. 3. Технологическая схема реакционно-ректификационного получения этилацетата дегидрированием этанола с рекуперацией
Для определения оптимальной температуры потока питания К-2 проведена серия расчетов в программном комплексе Aspen Plus® V9.0 c помощью блока Sensitivity. В технологическую схему добавлен рекуператор. В качестве целевой функции выбран термодинамический критерий - работа разделения [15]. В качестве варьируемого параметра температура после рекуператора.
Выражение для работы разделения в общем виде представляет сумму количества работы А4, полученное из Q4 единиц тепла дефлегматора колонны К-2 при протекании процесса между температурами T4 и T0 и количества работы А5, полученное из Q5 единиц тепла куба колонны при протекании процесса между температурами Т5 и Т0:
A=Q5-Q4+T0-(|-|), (10)
где Q4 - количество теплоты дефлегматора К-2; Qb -количество теплоты куба К-2; т0 - температура окружающей среды; г4 - температура в дефлегматоре К-2; т= - температура в кубе К-2.
С учетом установки рекуператора общее выражение (10) модифицировано, добавлено слагаемое, отражающее количество работы А6, полученное из Q6 единиц тепла рекуператора, если процесс протекает между Т6 и Т0 (рис. 3).
А = (Qs - (?4 - <26) + Т0 ■ (-|) + Т0 ■ (|) + Т0 ■ (|), (И)
где Q6 - количество тепла в рекуператоре Т-6; г6 -температура в Т-6.
В результате проведенного расчета определена зависимость работы разделения от температуры потока на входе в колонну К-2 (рис. 4) из которой следует, что минимальное значение целевая функция достигает при температуре потока питания 160 °С.
130 150 170 Темпреатура, °С 4. Зависимость работы разделения в колонне К-2 от температуры потока питания
Согласно проведенным расчетам, окончательная технологическая схема реакционно-ректификационного процесса дополнительно включает в себя рекуперативный теплообменник Т-6.
Результаты
Для разработанной технологической схемы получения этилацетата, проведены расчеты с определением основных показателей процесса (таблица 4).
Таблица 4. Основные показатели реакционно-
Показатель Ед. изм. Значение
Конверсия этанола % 99,15
Селективность превращения в % 0,16
ацетальдегид
Селективность по этилацетату % 97,49
Выход этилацетата (от теоретического) % 98,32
Выход этилацетата из сырья % 93,19
Компоненты
Состав потоков, % мас.
1 2 4 5 6 7 8
Водород 0 69,53 0 0 0 0 0
Этанол 100,00 7,72 0,39 0,39 0 0 100,00
Ацетальдегид 0 2,54 0,0008 0,0008 0 0 0
Этилацетат 0 20,18 99,04 99,60 0,10 0 0
Бутанол 0 0,0002 0,11 0,02 16,65 0 0
Бутилаце-тат 0 0,0002 0,22 0,0013 41,80 0 0
Этилбути-рат 0 0,0007 0,23 0,0064 41,45 0 0
Вода 0 0,0252 0,0009 0,0009 0 100,00 0
Итого 100,00 100,00 100,00 100,00 100,00 100,00 100,00
Температура, °С 25,0 35,0 207,2 50,0 118,1 35,0 68,3
Давление, атм. 1 20 20 1 1 20 20
Расход, кг/час 600,000 37,327 562,139 559,139 3,000 0,534 600,000
С целью сравнения энергозатрат в случае реализации совмещенного процесса с рециркуляционным процессом получения этилацетата дегидрированием этанола, проведен расчет рециркуляционного процесса, который состоит из реактора, где протекает химическая реакция, а также из блока разделения реакционной смеси, представляющего собой две ректификационные колонны [19]. Кинетические зависимости для расчета реактора приняты по таблице 1, состав и условия для потока питания аналогично расчету для НСРРП.
В результате моделирования технологической схемы в программном комплексе рассчитано потребле-
ние основных теплоносителей и энергоресурсов рециркуляционной схемы и проведено сравнение с НСРРП (таблица 6).
Таблица 6. Потребление энергии рециркуляционной и НСРРП
Полученные значения показывают увеличение селективности по этилацетату, по сравнению с рассчитанными показателями отдельно стоящего реактора дегидрирования (таблица 2), а также по сравнению с показателями, приведенными для традиционной циркуляционной схемы дегидрирования этанола [6], где максимальная селективность не превышает 97 %. По результатам моделирования приведен материальный баланс (таблица 5):
Таблица 5. Материальный баланс схемы (Рис. 3)
Оборудование Назначение Затраты энергии, кВт
Традиционная РРП Традиционная РРП
Н-1 Насос подачи сырья 1,34 1,34
Н-2 Флегмовый насос К-1 1,34 0,20
Н-3 Флегмовый насос К-2 0,52 0,52
Т-1 Подогреватель сырья 391,49 184,5 8
Т-2 Конденсатор К-1 1104,45 133,9 4
Т-3 Кипятильник К-1 1163,14 132,9 7
Т-4 Конденсатор К-2 143,18 92,02
Т-5 Кипятильник К-2 89,28 66,94
Т-6 Рекуператор реакционной массы 0,00 0,00
Т-7 Охладитель реакционной массы отс. 311,96 -
К-1 Ректификационная колонна РРК - -
К-2 Ректификационная колонна - -
Р-1 Реактор дегидрирования отс. - -
Е-1 Сепаратор водорода отс. - -
Е-2 Флегмовая емкость К-1 - -
Е-3 Флегмовая емкость К-2 - -
Всего 16 единиц 13 единиц 3206,70 612,5 1
Результаты расчета, приведенные в таблице 6, показывают, что для совмещенного процесса количество единиц оборудования меньше (13 против 16) и общие затраты энергии ниже (612,5 кВт против 3206,7 кВт). Экономия потребляемой энергии происходит в основном за счет снижения потребления в колонне К-1 для совмещенного процесса. Достигается экономия, в том числе за счет исключения потока рецикла.
Следствием меньшего энергопотребления схемы совмещенного процесса является меньшее потребление основных энергоресурсов (таблица 7).
Таблица 7. Сравнение затрат основных энергоресурсов для
Ед. Значение
изм. Экономия Эконо-
Параметр Традиционная НСРР П в РРП абсолютная мия в НСРРП, %
Потребление оборотной м3/час 134,45 19,5 114,95 85,5
воды
Потребление т/час 3,29 0,772 2,518 76,5
водяного
пара
Потребление кВт-ча 4,57 2,939 1,631 35,7
электроэнер- с
гии
Заключение
В рамках работы проведены сбор и обработка исходной физико-химической информации о чистых компонентах, а также бинарных составляющих многокомпонентной реакционной смеси, выполнен анализ структуры диаграмм дистилляции. Определены параметры проведения процесса и проведена оценка целесообразности совмещения. На основании полученных данных проведен анализ статики и представлена технологическая схема НСРРП.
Определена кинетическая модель для процесса дегидрирования этанола, выполнено ее преобразование и определены недостающие показатели, доказана адекватность модели. Определен вид уравнений побочных реакций и значения показателей кинетических уравнений для них.
На основе анализа технологической схемы установлена возможность применения принципа рекуперации тепла, для проверки влияния которого проведен расчет с использованием критерия — работа разделения. Получено выражение для работы разделения применительно к исследуемой схеме и проведен расчет, подтверждающий возможность оптимизации тепла.
Проведена параметрическая оптимизация ректификационной колонны выделения этилацетата, в том числе с использованием работы разделения в качестве целевой функции.
В результате проведённых расчетов и моделирования технологической схемы рассчитаны основные показатели НСРРП. Так, конверсия сырья составила 99,15 %, селективность по этилацетату - 97,49 %, выход этилацетата из сырья составляет 93,19 % (98,32 % от теоретического).
Проведен расчет рециркуляционной схемы получения этилацетата дегидрированием этанола и показано преимущество совмещенного процесса по энергозатратам и потреблению основных энергоресурсов.
Литература
1. Аналитическая компания Tebiz Group. Рынок этилацетата в России 2020. Показатели и прогнозы.
2. Чащин А.М., Глухарева М.И. Производство ацетатных растворителей в лесохимической промышленности. М: Лесная промышленность, 1984. 240 с.
3. Abdulwahab G, et al. Simulations and Economic Analyses of Ethyl Acetate Productions by Conventional and Reactive Distillation Processes Using Aspen Plus // DERT. 2013. Vol. 2. Issue 8. P. 594-605.
4. Carotenuto G. et al. Kinetic study of ethanol dehydrogenation to ethyl acetate promoted by a cop-per/copper-chromite based catalyst // Catal. Today. 2012. Vol. 203. P. 202-210.
5. Process for the preparation of ethyl acetate: US 6,809,217 B1 United States. PCT Filed: 29.09.1999; PCT Pub. Date: 26.10.2004.
6. Семенов И.П., Писаренко Ю.А., Меньшиков В.А. Получение этилацетата дегидрированием этанола. Исследование процесса. Технологические аспекты // Тонкие химические технологии. 2012. Т. 7. № 5. С. 5256.
7. Меньщиков В.А., Семенов И.П., Ачильдиев Е.Р., Рыбина Е.С. Способ получения этилацетата: пат.
2 451 007 Рос Федерация. № 2011122426/04; заявл. 03.06.2011; опубл. 20.05.2012. Бюл. № 14.
8. PATENT № US20120178962 A1 ETHYL ACETATE PRODUCTION
9. Cardona C.A., Sanchez M.O, Pisarenko Yu.A. Separation for Process Intensification and Sustainability, Boca Raton: CRC Press, 2019. 224 p.
10. Kanichiro Inui, Toru Kurabayashi, Satoshi Sato Direct synthesis of ethyl Acetate from ethanol carried Out under pressure //J. of Catal. 2002. Vol. 212. Issue 2. P. 207-215.
11. Семенов И.П. Писаренко Ю.А., Фролкова
A.К. Разделение реакционной смеси получения этилацетата дегидрированием этанола // Теор. осн. хим. техн. 2017. Т. 51. № 4. С. 411-424.
12. Огородников С.К., Лестева Т.М., Коган В.Б. Азеотропные смеси: справочник. Л.: Химия, 1971. 848 с.
13. Colley, S. W. et aI. Process for the preparation of ethylacetate: US Patent 6809217B1, Oct. 26, 2004.
14. Краснобородько ДА, Холоднов В.А., Кулишенко Р.Ю.Моделирование ректификационной колонны в программах Aspen HYSYS и MathCAD.: учебное пособие для вузов. СПб.: СПбГТИ (ТУ), 2020. 53 с.
15. Сычева О.И., Писаренко Ю.А. Критерии оценки термодинамической эффективности процесса ректификации // Теор. осн. хим. техн. 2017. Т. 53. № 3. С. 309-314.
16. Непронов Д.В., Сычева О.И. Термодинамическая оценка целесообразности предварительного подогрева исходной смеси в процессе ректификации. Химия и химическая технология в XXI веке // Матер. междунар. научно-практ. конф. студентов и молодых ученых. г. Томск, 21-24 мая 2018 года. Томск: ТПУ, 2018. С. 215-216.
17. Захаров М.К. Энергосберегающая ректификация: учебное пособие. СПб.: Лань, 2018. 252 с.
18. Захаров М.К, Писаренко Ю.А. Теоретическое обоснование выбора оптимальной схемы разделения трехкомпонентной смеси // Тонкие хим. техн. 2017. Т. 12. № 4. С. 43-49.
19. Семенов И.П., Писаренко Ю.А., Меньщиков
B.А. Получение этилацетата дегидрированием этанола. Исследование процесса. Технологические аспекты // Вестник МИТХТ. 2012. Т. 7. № 5. С. 52-56.
References
1. Analiticheskaya kompaniya Tebiz Group. Rynok etilacetata v Rossii 2020. Pokazateli i prognozy.
2. Chashchin A.M., Gluhareva M.I. Proizvodstvo acetatnyh rastvoritelej v lesohimicheskoj promyshlennosti. M: Lesnaya promyshlennost', 1984. 240 s.
3. Abdulwahab G, et al Simulations and Economic Analyses of Ethyl Acetate Productions by Conventional and Reactive Distillation Processes Using Aspen Plus // IJERT. 2013. Vol. 2. Issue 8. P. 594-605.
4. Carotenuto G. et aI. Kinetic study of ethanol dehydrogenation to ethyl acetate promoted by a cop-per/copper-chromite based catalyst // Catal. Today. 2012. Vol. 203. P. 202-210.
5. Process for the preparation of ethyl acetate: US 6,809,217 B1 United States. PCT Filed: 29.09.1999; PCT Pub. Date: 26.10.2004.
6. Semenov I.P, Pisarenko YU.A, Men'shchikov V.A.Poluchenie etilacetata degidrirovaniem etanola. Issledovanie processa. Tekhnologicheskie aspekty // Tonkie himicheskie tekhnologii. 2012. T. 7. № 5. S. 52-56.
7. MEN'SHCHIKOV V.A., SEMENOV I.P., ACHIL'DIEV E.R., RYBINA E.S. SPOSOB POLUCHENIYA ETILACETATA: PAT. 2 451 007 ROS FEDERACIYA. № 2011122426/04; ZAYAVL. 03.06.2011; OPUBL. 20.05.2012. BYUL. № 14.
8. PATENT № US20120178962 A1 ETHYL ACETATE PRODUCTION
9. Cardona C.A., Sanchez M.O, Pisarenko Yu.A. Separation for Process Intensification and Sustainability, Boca Raton: CRC Press, 2019. 224 p.
10. Kanichiro Inui, Toru Kurabayash, Satoshi Sato Direct synthesis of ethyl Acetate from ethanol carried Out under pressure //J. of Catal. 2002. Vol. 212. Issue 2. P. 207-215.
11. Semenov I.P. Pisarenko YU.A, Froikova A.K. Razdelenie reakcionnoj smesi polucheniya etilacetata degidrirovaniem etanola // Teor. osn. him. tekhn. 2017. T. 51. № 4. S. 411-424.
12. Ogorodnikov S.K., Lesteva T.M, Kogan V.B. Azeotropnye smesi: spravochnik. L.: Himiya, 1971. 848 s.13. Colley, S. W. et al. Process for the preparation of ethylacetate: US Patent 6809217B1, Oct. 26, 2004.
14. Krasnoborod'ko D.A., Ho/odnov V.A., Ku-ishenko R.Yu. Modelirovanie rektifikacionnoj kolonny v programmah Aspen HYSYS i MathCAD.: uchebnoe posobie dlya vuzov. SPb.: SPbGTI (TU), 2020. 53 s.
15. Sycheva O.I, Pisarenko Yu.A. Kriterii ocenki termodinamicheskoj effektivnosti processa rektifikacii // Teor. osn. him. tekhn. 2017. T. 53. № 3. S. 309-314.
16. NepronovD.V, Sycheva O.I. Termodinamich-eskaya ocenka celesoobraznosti predvaritel'nogo podo-greva iskhodnoj smesi v processe rektifikacii. Himiya i himicheskaya tekhnologiya v XXI veke // Mater. mezhdu-nar. nauchno-prakt. konf. studentov i molodyh uchenyh. g. Tomsk, 21-24 maya 2018 goda. Tomsk: TPU, 2018. S. 215-216.
17. Zaharov M.K. Energosberegayushchaya rektif-ikaciya: uchebnoe posobie. SPb.: Lan', 2018. 252 s.
18. Zaharov M.K, Pisarenko Yu.A. Teoreticheskoe obosnovanie vybora optimal'noj skhemy razdeleniya trekhkomponentnoj smesi // Tonkie him. tekhn. 2017. T. 12. № 4. S. 43-49.
19. Semenov I.P, Pisarenko YU.A, Men'shchikov VA. Poluchenie etilacetata degidrirovaniem etanola. Issledovanie processa. Tekhnologicheskie aspekty // Vestnik MITHT. 2012. T. 7. № 5. S. 52-56.
Сведения об авторах
Сычева Оксана Игоревна старший преподаватель, каф. основного органического синтеза; Oksana I. Sycheva, Senior Lecturer, Department ofgeneral organic synthesis [email protected]
Писаренко Юрий Андрианович, д-р техн. наук, профессор, каф. основного органического синтеза; Yuri A. Pisarenko, Dr Sci. (Eng.), Professor, Department ofgeneral organic synthesis, [email protected]
Семенов Иван Павлович, канд. техн. наук, доцент, каф. основного органического синтеза, Ivan P. Semenov, Ph.D (Eng.), Associate Professor, Department ofgeneral organic synthesis, [email protected]
