Производство этилового спирта

Производство этилового спирта» Москва 2003 г Содержание 1. Введение 2. Исходное сырьё 3. Характеристика целевого продукта 4. Физико-химическое обоснование основных процессов производства этилового спирта 5. Описание технологической схемы процесса производства этилового спирта 6. Материальный баланс ХТС производства этанола на 9000кг 100%

С2Н5ОН 7. Расчет основных технологических показателей процесса 8. Литература 1. Введение Этиловый спирт находит широкое применение в народном хозяйстве в качестве растворителя, также применяется в производстве дивинила, в пищевой и медицинской промышленности, в качестве горючего для ракетных двигателей, антифриза и т.д является важным промежуточным продуктом органического синтеза (в производстве сложных эфиров, целлулоида, искусственного шелка, ацетальдегида, уксусной кислоты,

хлороформа, хлораля, диэтилового эфира и других продуктов). Таким образом, этиловый спирт относится к числу многотоннажных продуктов основного органического синтеза, мировое производство этилового спирта составляет свыше 2,5 млн. т/г (по объему производства занимает первое место в мире среди всех органических продуктов). 2. Характеристика исходного сырья В качестве исходного сырья в производстве этилового спирта используется

этилен. В настоящее время основным способом его получения является пиролиз (высокотемпературный крекинг) углеводородов. Пиролизу подвергают фракции прямой перегонки нефти, состоящие алканов, циклоалканов, аренов, природные и попутные нефтяные газы, содержащие алканы. Этилен образуется в результате реакций распада тяжелых алканов и дегидрирования низкомолекулярных алканов. Потенциальный выход этилена зависит от вида исходного сырья.

Виды сырья, используемые в мировом производстве этилена, и их доля в общем балансе производства следующие: Сырье Этан Пропан Бутан Бензин Газойль Доля, % 3 Лучшим сырьем являются парафины, поскольку с повышением содержания водорода в исходных углеводородах выход алкенов возрастает. 3.Характеристика целевого продукта Этанол C2H5OH является жидкостью, кипящей при температуре 78,390С, с воздухом образует взрывоопасные

смеси в пределах концентраций 3-20% (по объему). С водой дает азеотропную смесь, содержащую 95,6% спирта и кипящую при температуре 78,10С. В виде такого ректификата этиловый спирт обычно и употребляют в технике. 4.Физико-химическое обоснование основных процессов производства этилового спирта До недавнего времени производство этилового спирта основывалось на пищевом сырье – сбраживание крахмала из некоторых зерновых культур и картофеля с помощью ферментов, вырабатываемых дрожжевыми грибками.

Этот способ сохранился и до сих пор, но он связан с большими затратами пищевого сырья и не может удовлетворить промышленность. Другой метод, также основанный на переработке растительного сырья, заключается в переработке древесины (гидролизный спирт). Древесина содержит до 50% целлюлозы, и при ее гидролизе водой в присутствии серной кислоты образуется глюкоза, которую подвергают затем спиртовому брожению: (C6H10O5)x + xH2O  xC6H12O6, C6H12O6  2C2H5OH + 2CO2.

Синтетический этиловый спирт получают гидратацией этилена. Гидратация этилена осуществляется двумя методами: при помощи серной кислоты (сернокислая гидратация) и непосредственным взаимодействием этилена с водяным паром в присутствии катализатора (парофазная каталитическая гидратация). Сернокислая гидратация этилена Сернокислый способ, предложенный А.М. Бутлеровым, получил промышленное осуществление только в послевоенные годы.

Он состоит из следующих четырех стадий: 1) абсорбция этилена серной кислотой с образованием сернокислых эфиров; 2) гидролиз эфиров; 3) выделение спирта и его ректификация; 4) концентрирование серной кислоты. Взаимодействие между этиленом и серной кислотой состоит из двух этапов: первый – физическое растворение этилена в серной кислоте и второй - гомогенное взаимодействие обоих компонентов с образованием алкилсульфатов по уравнениям:

C2H4 + H2SO4 = C2H5OSO3H C2H5OSO3H + C2H4 = (C2H5O)2SO2. Поглощение (абсорбция) этилена серной кислотой – процесс обратимый, экзотермический (H=-50232 кДж/моль), протекает с уменьшением объема. Скорость абсорбции этилена описывается уравнением: dG/dt = K*F*P*f(с), где G – количество поглощаемого этилена, t – время, К – коэффициент, зависящий от интенсивности диффузии, и, следовательно, от интенсивности контакта реагентов

(барботаж, перемешивание и т.д.), F – поверхность контакта реагентов, Р – парциальное давление этилена, f(c) – множитель, зависящий от концентрации серной кислоты. Так, абсорбция этилена 93%-ной кислотой протекает в 10 раз медленнее, чем при концентрации 97,5%. Однако, применение для абсорбции этилена олеума нецелесообразно, т.к. при этом снижается выход этанола из-за образования побочных продуктов – сульфосоединений и повышенного образования полимеров.

При прочих равных условиях скорость абсорбции этилена увеличивается с ростом температуры и парциального давления, однако, при температуре выше 900С начинается интенсивное образование полимеров. Увеличение парциального давления этилена выше 2 МПа становится тоже малоэффективным. Фактором, ускоряющим процесс абсорбции, является наличие в исходной серной кислоте этилсульфатов, которые, обладая свойствами эмульгаторов, увеличивают поверхность контакта вследствие пенообразования, и тем

самым способствуют более быстрому и полному растворению этилена. В настоящее время в промышленных установках приняты следующие условия абсорбции этилена: концентрация серной кислоты 97-98%, температура 80-850С, парциальное давление этилена на входе в абсорбер 1-1,5МПа, содержание пропилена и высших олефинов в исходной этилен-этановой фракции <0,1%. В ходе второй стадии идет гидролиз этил - и диэтилсульфата по уравнениям:

C2H5OSO3H + H2O  C2H5OH + H2SO4, (C2H5O)2SO2 + 2H2O  2 C2H5OH + H2SO4 Эта стадия также обратима, для обеспечения ее протекания необходим избыток воды, и, по возможности, быстрое удаление спирта из зоны реакции, т.к. кроме основной реакции идет образование диэтилового эфира: (C2H5O)2SO2 + C2H5OH  C2H5OC2H5 + C2H5OSO3H, (C2H5O)2SO2 + H2O  C2H5OC2H5 +

H2SO4. Главным преимуществом сернокислой гидратации по сравнению с прямой гидратацией является возможность применения неконцентрированного этилена, т.к. его концентрирование связано с большими капитальными и эксплуатационными затратами. Однако, метод сернокислой гидратации имеет ряд недостатков. Среди них можно отметить следующие: - применение сложных и громоздких конструкций; - малоэффективное удаление полимеров однократным экстрагированием. При принятом методе экстрагирования в экстракт переходит 70-75%

полимеров, значит, до 30% полимеров остается в разбавленной кислоте; - концентрирование отработанной серной кислоты. Эта часть технологического процесса является самым слабым звеном во всем методе сернокислой гидратации. Во-первых, концентрировать кислоту удается лишь до 88-90%, а, во-вторых, такой процесс концентрирования из-за высокой температуры топочных газов приводит к ощутимым потерям серной кислоты от раскисления, сопровождающегося выбросом вредного SO2 в атмосферу; - неиспользованные возможности экономии энергетических

средств. Парофазная гидратация этилена Наиболее разработанным применительно к имеющимся промышленным установкам в настоящее время является процесс газофазной гидратации: CH2=CH2(г.) + H2O(г.) = C2H5OH(г.) + 41868Дж/моль. Механизм: CH2=CH2 + Н+  СН3-СН2+, СН3-СН2+ + Н2О  СН3-СН2-ОН2+, СН3-СН2-ОН2+ 

СН3-СН2-ОН + Н+. Но наряду с основной реакцией идут параллельные и последовательные побочные реакции: C2H4 + H2O = C2H5OC2H5, n(C2H4) = (-CH2-CH2-)n. Таким образом, процесс сложный, обратимый, несмещенный (см. таблицу), экзотермический, протекает с уменьшением объема. Таб. Равновесный выход этанола. Отношение количеств веществ: МH2O/MC2H4 Равновесный выход за один проход при давлении 8Мпа при температуре:

2800С 2900С 0,6 15,4 8,53 0,8 18,3 10,15 Следует обратить внимание на два физико-химических фактора, которые определяют основные технологические параметры процесса. Прежде всего, это активность катализатора, которая имеет решающее значение для определения температуры процесса. Катализаторами прямой гидратации могут служить фосфорная кислота и ее соли. Чаще всего используется фосфорная кислота концентрацией 85-87% на таких носителях, как алюмосиликаты,

силикагели, пемза и др.; значительная часть кислоты (до 35%) находится в свободном состоянии. Активность этого катализатора является невысокой. Только при температуре 280-3000С ее можно считать более или менее приемлемой для промышленных условий. При более высокой температуре в значительной мере развиваются побочные процессы: полимеризация этилена, усиленное образование эфира и т.д. Другим отправным фактором в газофазном процессе выступает весьма

низкая по сравнению с этиленом летучесть воды, которая имеет решающее значение для определения давления процесса. Последнее, при прочих равных условиях, зависит от парциального давления паров воды, т.е. тоже от температуры. Таким образом, температура становится важнейшим параметром, определяющим не только скорость, но и общее давление процесса. Так, в соответствии со стехиометрическим уравнением реакции, для эквимолярной смеси этилена и паров воды, парциальное давление последних должно составлять примерно половину от общего

давления. Однако с целью предотвращения конденсации водяного пара в самом реакторе, что приводит к разбавлению фосфорной кислоты и парализует действие катализатора, парциальное давление паров воды, а, значит, и общее давление, должно быть несколько ниже. И действительно, в промышленности применяют общее давление около 8,0МПа. Имеются и другие пути, предотвращающие появление водяного конденсата. Во-первых, это повышение температуры. Однако, в силу экзотермичности процесса, этот путь принципиально

непригоден, т.к. приводит к снижению конверсии этилена и интенсификации побочных процессов. Во-вторых, это снижение парциального давления паров водяного пара за счет повышения парциального давления этилена. Однако, этот путь тоже непригоден. Он также приводит к снижению выхода этанола, т.к. оптимальным соотношением между реагирующими компонентами является эквимолярное. Мольное соотношение, используемое в промышленности, этилен – пары воды равно 1 :

0,6-0,8. Выбранное соотношение компонентов диктует выбор общего давления: Робщ = РС2Н4 + РН2О + Ринерт. Известно, что давление паров воды над 85%-ной фосфорной кислотой при температуре 2800С составляет 2,7МПа. Принимая во внимание мольное соотношение между компонентами, видно, что давление паров этилена составляет около 4,7МПа. В таком случае концентрация инертных примесей должна быть порядка 15% (Ринерт =

РС2Н4*0,15/0,85). Давление больше 8МПа нежелательно т.к. происходит конденсация водяного пара. В настоящее время процесс гидратации этилена реализуется в промышленности при следующих условиях: t = 280-3000С; Р = 8,0МПа; мольное соотношение пары воды: этилен = 0,6 : 0,8; катализатор – фосфорная кислота и фосфаты на алюмосиликате или силикагеле при содержании Н3РО4 до 35% в свободном состоянии, объемная скорость циркулирующего газа 1800-2000ч-1, что соответствует

продолжительности контакта 18-20с и производительности 180-200кг этанола с 1м3 катализатора в 1 ч. При этих условиях этилен расходуется примерно следующим образом: 95% - на образование этанола; 2-3% - этилового эфира; 1-2% - ацетальдегида; 1-2% - полимеров и др. продуктов. В приведенных условиях гидратации максимальный выход (равновесный) за один проход может составить только 10%;

практически он достигает лишь 5%, что приводит к необходимости многократной циркуляции реакционной газовой смеси через слой катализатора. Увеличение объемной скорости является методом интенсификации рециркуляционного процесса, поэтому процесс синтеза этанола ведут с большими объемными скоростями. Малая конверсия этилена и низкая производительность катализатора обусловили необходимость работы не с разбавленным, а с концентрированным 98-99% этиленом.

Даже при таком концентрированном этилене, т.е. при содержании в нем до 2% инертных примесей, они накапливаются в рециркулирующем газе, что приводит к снижению содержания этилена. Нижний предел концентрации этилена принят сегодня 85%, что соответствует содержанию инертных примесей до 15%. Поэтому необходим отвод последних с частью рециркулирующего газа (отдувка), которая составляет 13% от подачи свежего 98%-ного этилена. Из рециркулирующей реакционной газовой смеси необходим непрерывный

отвод получаемого этанола. Практически удаление этанола производится обычным методом конденсации, при этом вода как менее летучий компонент конденсируется с большей полнотой. Это приводит к огромным затратам тепла (учитывая крупнотоннажность производства этанола) на получение водяного пара, из которого только 5% расходуется на конденсацию этанола, а остальные 95% - на конденсацию воды. Поэтому возникает острая необходимость в утилизации тепла непрореагировавшего водяного пара путем

эффективного теплообмена между потоками выходящего из реактора и входящего в него газовых смесей, а также путем генерации вторичного водяного пара в котлах-утилизаторах. Относительно низкий температурный потенциал тепла (250-3000С) приводит к громоздкой системе теплообмена и теплоиспользующих аппаратов. Однако интенсивная циркуляция реакционной газовой смеси, кратность которой (при выходе этанола около5%) достигает 20, и сравнительно невысокая теплота реакции позволяет весьма

просто реализовать процесс в адиабатическом реакторе колонного типа. Выделяющаяся теплота реакции повышает температуру реагирующего газового потока лишь на 15-200С, что допустимо. Несмотря на весьма малую летучесть фосфорной кислоты, унос ее в виде паров при такой значительной рециркуляции реакционной газовой смеси и высокой температуре достигает 0,4-0,5кг/ч с 1м3 катализатора, что может вызвать коррозию аппаратуры и ограничивает длительность нормальной работы катализатора до 500-600

часов. В связи с этим была разработана технология непрерывной подачи свободной фосфорной кислоты в реакционную газовую смесь на входе в реактор, нейтрализации ее щелочью на выходе из реактора и регенерация из полученных при нейтрализации солей. Это позволило увеличить длительность работы катализатора до 1500 часов, заметно сократить расход фосфорной кислоты и значительно уменьшить коррозию оборудования. Такой процесс можно проводить в стальной аппаратуре.

Из приведенной физико-химической характеристики процесса можно вывести основные положения, которые были приняты при разработке существующей технологической схемы. 1. Необходимо построить схему по принципу многократной циркуляции реакционной газовой смеси через реактор с отводом целевого продукта – этанола – конденсацией; 2. В качестве исходного продукта следует применять чистый этилен с минимальным содержанием инертных

примесей, которые накапливаются в реакционной смеси и частично отводятся с рециркулирующей газовой смесью в виде «отдувки»; 3. Повышение давления процесса ограничено из-за опасности конденсации воды, снижающей активность катализатора; 4. Процесс необходимо проводить при эквимолярном или близком к нему соотношении этилен / водяной пар; 5. Необходимо наиболее полно регенерировать тепло, расходуемое на получение водяного пара; 6. Возможно применение адиабатического реактора простейшей конструкции;

7. Целесообразно подпитывать поступающую в реактор реакционную газовую смесь свежей фосфорной кислотой, необходима нейтрализация паров кислоты на выходе из реактора, включая регенерацию ее из выпавших солей. 5.Описание технологической схемы процесса производства этилового спирта Технологическая схема синтеза производства этилового спирта Технологические схемы синтеза этанола различаются способами получения водяного пара и системами утилизации

тепла. В наиболее совершенных схемах водяной пар для синтеза получают путем рецикла воды после отделения этанола и использованием водяного конденсата. Свежий и оборотный этилен сжимают в компрессорах 1,2 до 8МПа, смешиваются с водяным паром, подогреваются в теплообменнике 4 теплом отходящей от реактора смеси и перегреваются в трубчатой печи 3 до 275 °С, после чего подаются в реактор – гидрататор 5. Перед входом в реактор в поток вбрызгивается фосфорная кислота для подпитки катализатора, что продлевает

срок его службы. Реактор представляет собой полую колонну высотой Юм и диаметром 1,5м, работающую в режиме идеального вытеснения. Для исключения влияния коррозии от фосфорной кислоты изнутри он выложен листами красной меди. Реакционные газы содержат пары унесенной фосфорной кислоты, которая нейтрализуется гидроксидом натрия, а образующиеся соли выделяются в солеотделителе 6.

Унос фосфорной кислоты составляет 0,4 - 0,5 т/час с 1 мЗ катализатора. Теплота отходящих реакционных газов регенерируется в теплообменнике 4 для нагрева входящей смеси. В холодильнике 7 происходит конденсация продуктов реакции, а в сепараторе 8 разделяются жидкие и газовые потоки. Вода, как менее летучий компонент, конденсируется с большей полнотой. Поэтому для дополнительного выделения спирта производится его отмывка водой в абсорбере 9.

Непрореагировавший газэ содержащий 90 -92% этилена, рециркулируют компрессором 2, а часть его сбрасывают, чтобы избежать накопления примесей в системе. Отдувка составляет примерно 20% от введенного этилена и направляется на установку газоразделения для выделения этилена. Водный конденсат после сепаратора 8 и жидкость из абсорбера 9 дросселируют (сбрасывают давление), в результате чего выделяются растворенные газы, отделяемые в сепараторе низкого давления 10 и направляемые

в топливную линию. Жидкая фаза из сепаратора 10 представляет собой 15% - ный водный раствор этанола, содержащий примеси диэтилового эфира, ацетальдегида и низкомолекулярных полимеров этилена. Этот раствор подвергают ректификации в ректификационных колоннах 11 и 12. В первой отгоняют наиболее летучий диэтиловый эфир и ацетальдегид, а во второй - этиловый спирт в виде азеотропной смеси, содержащей 95% этанола и 5% воды.

Обогрев колонны осуществляется острым паром. В кубе колонны 12 остается вода, которую очищают от соли в ионообменной установке 13 и возвращают на гидратацию, организуя замкнутый цикл по технологической воде. Это позволяет значительно снизить расход свежей воды, исключить сброс отработанной воды в стоки и сократить потери этанола. Структурная и операторная схемы: 1.Структурная схема: 1 – компрессор свежего этилена;

2 – компрессор газовой смеси: 3 – теплообменник газ – конденсирующий пар; 4 - теплообменник газ – газ; 5 – паровой инжектор; 6 – реактор; 7 – солеотделитель; 8 – котел – утилизатор; 9 – конденсатор – холодильник; 10 – сепаратор высокого давления; 11 – сепаратор низкого давления; 12 – сборник этанола – сырца;

13 – ректификационная колонна. 2.Операторная схема: 3. Блок-схема: 1 – смеситель; 2 – реактор; 3 – сепаратор; 4 – отдувка. 6.Расчет материального баланса ХТС Исходные данные 1. Концентрация С2Н4 в этиленовой фракции. 011С2Н4 0,98 2. Содержание С2Н5ОН в ректификате 403С2Н5ОН 0,95 3.

Норма расхода пара. QH2O 0,6 4. Конверсия этилена Х 0,06 5. Селективность C2Н5ОН 0,95 6. Степень превращения конвертированного этилена в: диэтиловый эфир; Ацетальдегид (С2Н5)2О С2Н4О 0,03 0,02 7. Содержание инертов в циркуляционном газе 31инерт 0,15 8. Количество С2Н5ОН (базис расчета) П 9000 Балансовая математическая модель.

1) N12C2H4 = П*011C2H4 + N31*(1-31 инерт) 2) (N012Н2О+N41Н2О)/ N12C2H4 = QH2O 3) N12C2H4*(1-Х) = N31*(1-31инерт) + N30*(1-31инерт) 4) Х*МС2Н5ОН *N12C2Н5ОН*С2Н5ОН =G401*401C2Н5ОН 5) 0,5* N12C2H4*Х*(С2Н5)2О *М(С2Н5)2О =G402(С2Н5)2О 6) N12C2H4*Х*С2Н4О *МС2Н4О =G403 7) N012 H2O =G401*С2Н5ОН /

МС2Н5ОН + G401 (1 - С2Н5ОН )/MH2O + G402 / М(С2Н5)2О + G403 / МС2H4O 8) П(1- 011С2Н4 )/MC2H6 + G403 / МС2H4O =N30*31инерт Соответствие переменных потокам: № Наименование потока Условное обозначение Хi 1. Рецикл этилен – этановой фракции N31 Х1 2. Поток этилена N12C2H4 Х2 3. Поток воды N012

Х3 4. Рецикл воды N41 Х4 5. Отдувка N30 Х5 6. Масса ректификата G401 Х6 7. Масса эфира (С2Н5)2О G402 Х7 8. Масса ацетальдегида С2Н4О G403 Х8 Упорядочение переменных: 1) Х2 = 9000*0,98/28+Х1 (1-0,15) 2) (Х3+Х4 )/Х2=0,6 3) Х2(1-0,06)=Х1(1-0,15)+Х5(1-0,15) 4) 0,06*46*Х2*0,95=Х6*0,95 5) 0,5*0,06*0,03*74*Х2=Х7 6) 0,06*0,02*44*Х2=Х8 7) Х3=Х6*0,95/46+Х6(1-0,95)/18+Х7/74+Х8/44 8) 9000(1-0,98)/30+Х8/44=Х5*0,15

ИЛИ: 1) Х2=315+0,85Х1 2) Х3+Х4-0,6Х2=0 3) 0,64Х2=0,85Х1+0,85Х5 4) 2,74Х2=0,95Х6 5) 0,07Х2=Х7 6) 0,05Х2=Х8 7) Х3=0,023Х6+0,014Х7+0,023Х8 8) 6+0,023Х8=0,15Х5 Матрица: Х1 Х2 Х3 Х4 Х5 Х6 Х7 Х8 Своб. чл. -0,85 0 -0,85 0 0 0 0 0 1 -0,6 0,64 2,74 0,07 0,05 0 0 0 1 0 0 0 0 1 0 0 1 0 0 0 0 0 0 0 0 -0,85 0 0 0 0 -0,15 0 0 0 -0,95 0 0 -0,023 0 0 0 0 0 -1 0 -0,014 0 0 0 0 0 0 -1 -0,023 0,23 315 0 0 0 0 0 0 6 Решив её получим Х1= 595,12 Х5= 22,93 Х2= 820,85 Х6= 2367,52

Х3= 56,20 Х7= 57,46 Х4= 436,31 Х8= 41,04 Определение масс потоков: 1. Масса воды:G012 = N012* МН2О =56,20*18=1011,6(кг) 2. Масса эталона в ректификате: GректС2Н5ОН=G401*402=2367,52 *0,95=2249,14(кг) 3. Масса воды в ректификате: GректН2О=G401 *Gрект С2Н5ОН=2367,52-2249,14=118,38(кг) 4. Вода рецикла: GрецН2О= N41* МН2О=436,31*18=17853,58(кг) 5.

Рецикл этиленэтановой фракции: (кмоль) 6. Количество этана + этилена:N31-NC2H4O=595,12-0,93=594,19(км оль) 7. Масса этилена в рециклеNC2H4=594,19*0,98=582,30(кмоль) GC2H4=582,30*28=16304,4(кг) 8. Масса этана в рецикле NC2H6=595,12*0,02=11,90(кмоль) GC2H6=11,90*30=357(кг) 9. Масса водорода в рецикле GH2=0,93*2=1,86(кг) Для отдувки:

NН2=0,93 кмоль Поток (этилен + этан): N30-NH2=22,93-0,93=22(кмоль) Массы этилена, этана и водорода NC2H4=22*0,98=21,56(кмоль) GC2H4=28*21,56=603,68(кг) NC2H6=0,02*22=0,44(кмоль) GC2H6=30*0,44=13,2(кг) GH2= NH2* МН2=0,93*2=1,86(кг) Материальный баланс ХТС производства этанола приход расход наименование кг % масс.

Наименование кг % масс. 1. этиленовая фракция: этилен этан 2. вода 3. рециркулирующий газ: этилен этан водород вода 9000 8820 180 1011,6 16304,4 357 1,86 17853,6 20,2 19,8 0,04 2,3 36,6 0,8 0,004 40,1 1. ректификат. этанол вода 2. ацетальдегид 3. отдув. газы: этилен этан водород 4. рециркулирующий газ: этилен этан водород вода 5. эфир 6. невязка 2367,5 2249,1 118,38 41,04 603,68 13,2 1,86 16304,4 357 1,86 17853,6 57,46 92 7,3 7,1 1,3 0,09 6,8 0,03 0,004 36,6 0,8 0,004 40,1 0,13 0,21 Всего 44528,5 100 ВВсего 44528,5 100 7.Расчет основных технологических показателей процесса:

Расходные коэффициенты по сырью: практ = GС2Н4/ GC2H5ОН=8820/2249,1= 3,9 стех = МC2H4/ МC2H5ОН = 28/46 = 0,61 Выход:  = (GC2H5ОН/ МC2H5ОН)/(GC2H4/ МC2H4) = 75,8% Х=((GC2H5ОН/ МC2H5ОН)/(G(C2H5)О/ М(C2H5)О)*2/1)/ GC2H4/ МC2H4=79%  = Х* = 75,1% 8.Литература:

1. Общая химическая технология: Учебник для химико-технологических специальностей. Т. 2. 2. Важнейшие химические производства. / Мухленов И.П Авербух А.Я Кузнецов Д.А. и др. Под редакцией И.П. Мухленова. – М.: Высш. шк 1984. 3. Лебедев Н.Н. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза. –

М.: Химия, 1981. 4. Тимофеев В.С Серафимов Л.А. Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза. – М.: Химия, 1992. Кононова Г.Н Сафонов В.В. Учебно-методическое пособие «Производство этило