Делитель потока

При решении задач оптимизации химико-технологических процессов очень часто ограничения на управляющие переменные являются линейными. Часто они имеют характер простых ограничений на максимальные и минимальные значения соответствующих управляющих переменных (1,9). В схемах, как правило, имеются делители потоков, на коэффициенты деления которых налагаются линейные ограничения вида (1,7). Особенно много таких ограничений будет в задачах синтеза при применении метода структурных параметров (см. гл. VI). Конечно, для решения задачи оптимизации с линейными ограничениями, можно использовать общие методы, разработанные для случая произвольных ограничений. Однако этот случай можно рассматривать отдельно по двум причинам. Первая из них состоит в том, что в задачах, где имеются только линейные ограничения, удается построить более эффективные алгоритмы, используя линейный характер ограничений. Вторая причина состоит в следующем. Математические модели отдельных аппаратов часто могут работать только в некоторой допустимой области. Скажем, если во время оптимизационной процедуры концентраций какой-либо компоненты на входе реактора примет [c.149]

Клапаны соотношения расходов предназначены для поддержания заданного соотношения расходов рабочей жидкости в двух или нескольких параллельных потоках (рис. 13.6, г) после себя (делитель потока) или до себя (сумматор потока). Применяемые в этих клапанах дроссели выполняются как в нерегулируемом, так и в настраиваемом вариантах. [c.177]

Обобщенный технологический оператор Т является совокупностью простейших операторов, соответствующих различным типам процессов химического производства. К ним следует отнести операторы смешения, деления, изменения энтальпии, изменения давления, химического превращения. Оператор деления может быть двух типов простой делитель потоков и выделение отдельных чистых веществ (или фракций). На основании физико-химических и технологических свойств процессов при разработке технологической схемы необходимо выбрать для каждого из них соответствующий оператор Т. Поскольку основные процессы химической технологии базируются на явлениях переноса массы, энергии, кинетики реакций в условиях относительного движения фаз, определяющих гидродинамическую обстановку в аппарате, то математическое описание технологического оператора будет основываться на законах сохранения массы, энергии и импульса, законах термодинамики многофазных систем, законах тепломассопереноса и т. д. На этапе расчета технологической схемы каждому технологическому оператору необходимо сопоставить адекватный в смысле воспроизведения реальных условий оператор математического описания процесса, такой, что [c.76]

Продукция обводненных скважин поступает по сборному коллектору / в сепаратор первой ступени 1, где газ отделяется от нефти при давлении около 0,4— 0,6 МПа. Отделившийся газ по линии II под давлением 0,4—0,6 МПа направляется непосредственно к потребителю или на установку по подготовке газа. Нефтяная эмульсия из сепаратора по трубопроводу III подается в сепаратор-делитель потока 2. Выделившийся газ из сепаратора-делителя 2 по линии IV и из подогревателя-деэмульсатора 3 по линии VI поступает на установку подготовки газа, а отделившаяся в аппарате 2 пласто- [c.88]

Обобщенный технологический оператор Т является совокупностью простейших операторов, соответствующих различным типам процессов химического производства. К ним следует отнести операторы смешения, деления, изменения энтальпии, изменения давления, химического превращения. Оператор деления может быть двух типов простой делитель потоков и выделение отдельных чистых веществ (или фракций). На основа- [c.60]

Как уже отмечалось, технологическая схема представляет собой организованную совокупность аппаратов, выполняющих функции смешения (емкости), изменения энтальпии (тепловые аппараты), изменения давления (компрессоры, насосы, дроссели), химического превращения (реакторы) и деления (делители потоков, аппараты выделения отдельных чистых веществ или фракций). [c.77]

У, Я —теплообменники III, V// —смесители /V —реактор синтеза НАК V —сепаратор V/ —делитель потока / — /S —потоки. [c.210]

Делитель потока VI распределяет в заданном соотношении однородную смесь входного потока (воды из сепаратора V) по двум выходным потокам одинакового состава и температуры (рис. 52). Первый выходной поток направляется на охлаждение реактора IV, второй — поступает в смеситель VII. [c.215]

Делитель потока VI Смеситель VII [c.218]

Система смесителей и делителей потоков [c.56]

Для вычислений рассмотрим элемент этой системы в виде модуля смесителя-делителя потоков 1 (рис. 11.14). Примем, что его работа характеризуется тремя входными потоками (расходы Хх, х , х ), тремя выходными потоками (расходы Ух, у . [c.56]

Делитель потока VI позволяет удалить часть циркулирующего газа из системы. Его математическое описание имеет вид Ge = aG Gt = 0 — Gj, где a — доля удаляемых газов. [c.61]

Делитель потока. Этот аппарат (рис. 66) описывается системой уравнений [c.153]

Рассмотрим теперь один важный случай, когда сделанное выше предположение (XI,107) не выполняется гомогенный реактор в рецикле (см. рис. 88) с идеальным смесителем (смеситель нулевого объема). Блок смешения и делитель потока описываются конечными уравнениями, а реактор — конечным уравнением с запаздыванием, вследствие чего цикл состоит из одних блоков второго типа. Функция IV (р) здесь есть выражение вида [c.256]

Математическое онисание производства стирола характеризуется совокупностью математических моделей реакторов дегидрирования, ректификационных колонн, смесителей и уравнений связи между ними, определяющих так называемую топологическую структуру производства [см. (VII,3)]. Как было показано выше, реакторы дегидрирования представляют собой блоки с распределенными параметрами, описываемые системой дифференциальных уравнений (см. стр. 295). Ректификационные колонны являются блоками с сосредоточенными параметрами и в общем виде описываются системой нелинейных конечных уравнений (см. стр. 299). Смесители, делители потока и конденсаторы представляют собой блоки с сосредоточенными параметрами и описываются уравнениями материального баланса. [c.300]

Делитель потока 19, 8. Количества, составы и температуры выходных потоков рассчитываются по формулам [c.55]

Делитель потока 8 рассчитывается после определения для рекуператора 1. [c.55]

Математическая модель процесса состоит из совокупности математических моделей отдельных аппаратов (реакторов полимеризации, смесителя и делителя потока) и уравнений связи между ними. Уравнения связи здесь очень просты, так что выписывать их не будем. [c.158]

Рассматривается задача оптимизации теплообменной системы (ТС), показанной на рис. 28 и являющейся частью схемы некоторого производства [102]. ТС состоит из двенадцати теплообменников, двух делителей потоков —Д й смесителя С, фиктивных блоков ФБ, отражающих изменение температуры и давления в других аппаратах системы. Аппараты Т-2, Т-7, Т-8, Т-11, Т-12 осуществляют теплообмен между газом и водой, аппараты Т-3 и Т-4 выполнены в виде коробов с пакетами петлеобразных труб внутри, а остальные аппараты — обычные кожухотрубные теплообменники. Предполагаются заданными температуры потоков Г на выходе ТС, а также общий допустимый перепад давления на линиях технологических газов Ар (I), газов среднего давления Ар (II) и газов низкого давления Ар (III). Для математического описания теплообменных процессов был использован метод [103], позволяющий учесть отклонения схемы взаимного движения теплоносителей от удельного прямотока или противотока. Соответствующие уравнения имеют вид [c.163]

I — теплообменник 2 — реактор 3 — делитель потока. [c.188]

Дадим задаче (VI, 27) схемную интерпретацию. Будем считать что стоимость узлов смешения и деления потоков намного меньше стоимости остальных аппаратов и ею можно пренебречь (в большинстве случаев это так). На каждом входном потоке схемы поставим мнимый входной блок через каждый из таких блоков потоки веществ проходят без всякого преобразования. Новый ЭБС построим следующим образом. На каждом выходном потоке каждого оставшегося и мнимого блока поставим делитель, который будет распределять поток между входами всех блоков (за исключением мнимых), а на входном потоке каждого блока предусмотрим блок смешения, куда будут поступать доли потоков из всех блоков схемы. Совокупность блока, всех его выходных делителей потоков и входных смесителей потоков и будет новым ЭБС. Теперь становится ясным смысл введения мнимых входных блоков — он состоит в обеспечении возможности разветвления входных потоков схемы. Обозначим через а с величину, удовлетворяющую условию (VI, 26) и показывающую, какая часть /-го выходного потока г-го блока подается на s-тый вход к-го блока. [c.202]

Из уравнений материального баланса делителя потоков, стоящего на ( -том выходном потоке т-го блока, и смесителя потоков, стоящего на s-tom входном потоке к-го блока, легко получить соотношения (I, 7), (I, 4) соответственно. Таким образом, эти соотношения соблюдаются, когда структурные переменные являются как двоичными, так и непрерывными, удовлетворяющими условиям (VI, 26). Поскольку при различных значениях параметров a i из этой схемы могут быть получены все возможные варианты, построенная схема будет глобальной. [c.202]

Рассмотрим в виде примера задачу построения схемы, состоящей из трех аппаратов (рис. 37) (реактора идеального смешения, реактора идеального вытеснения, сепаратора и необходимого числа смесителей и делителей потоков. Пусть в обоих реакторах протекает [c.202]

Построим глобальную схему для этой задачи синтеза. На входных потоках блоков 2—4 поставим смесители 5—7 (рис. 38), а на выходных потоках—делители потоков 9—11. Введем мнимый блок I, на выходном потоке которого поставим делитель 8, цель которого — разделить исходный поток вещества А на два потока, подаваемых в блоки 2, 3. Все возможные варианты схем данной задачи содержатся в глобальной схеме, приведенной на рис. 38. Здесь через хг обозначены величины потока веществ А, В на входе к-го блока, а через г/2 потоки веществ А, В на выходе к-го блока. Поисковыми переменными будут структурные параметры аи, а также объемы реакторов. Элементарными блоками синтеза здесь являются совокупность блока I (г = 2, 3, 4), смесителя г - - 3 и делителя г + 7, а также блок 1 и делитель 8. [c.203]

Задача оптимизации глобальной схемы будет иметь вид (VI, 27). Поскольку в этом случае все переменные являются непрерывными, для решения могут быть использованы хорошо разработанные численные методы нелинейного программирования (см. гл. III, IV). Ясно, что в результате решения могут быть получены нецелочисленные значения а , принимающие любые значения в интервале (VI, 26). Если условия задачи допускают любые значения структурных параметров в интервале (VI, 26), то полученный результат будет решением первоначальной задачи (VI, 5). При этом, если какие-либо структурные параметры при k = k ,. . kj/, s = 1, примут нецелые значения, то на /-том выходе -го блока необходимо поставить делитель потока, а на входных потоках блоков. . ., кр смесители. В дальнейшем этот метод будем называть методом структурных параметров (МСП). Рассмотренный подход выглядит очень заманчивым, поскольку позволяет сводить многомерную комбинаторную задачу к задаче нелинейного программирования. Особенности этой задачи состоят в следующем [c.204]

Для применения описанной выше стандартной процедуры метода структурных параметров на все выходные потоки теплообменников следует поставить делители потоков, а на входные потоки — смесители потоков. Кроме того, делители потоков должны быть поставлены на все входные холодные и горячие потоки. Естественно, что в смесителе, стоящем на входном горячем потоке теплообменника, должны смешиваться только горячие потоки, а в смесителе, стоящем на входном холодном потоке,— только холодные потоки. Пусть число теплообменников равно т тогда число структурных параметров для случая, когда рассматриваются только системы без обратных связей, будет равно т (т — 1) + (М + тУ) т. Однако стандартная процедура метода структурных параметров имеет существенный недостаток. Дело в том, что фактически не разрешается смешивать потоки. Это условие будет выполнено, если наложить требование, чтобы все структурные параметры были целыми числами. Это требование, как мы видели, приводит к необходимости проведения трудоемкой процедуры метода ветвей и границ совместно с методом структурных параметров. [c.222]

Опишем другой подход к построению глобальной схемы, в которой заранее гарантируется несмешиваемость исходных потоков. Будем исходить из предположения, что ТС имеет структуру, показанную на рис. 39. Представим внутреннюю систему в виде т-стадийной схемы (см. рис. 41). При этом /г-тую стадию (т < к) построим следующим образом. Поставим на каждом горячем и холодном входном потоке /г-той стадии делитель потока. Тот из них, который стоит на горячем потоке S i будет делить поток на /И частей (по числу холодных потоков) эти потоки будет называть элементарными. Каждый делитель, стоящий на холодном потоке 5 будет делить его на N элементарных потоков (по числу горячих потоков). Общее число горячих (холодных) потоков будет равно ММ. Построим ТС, которая будет обладать следующими свойствами [c.222]

Как обычно, структурные параметры являются непрерывными переменными, удовлетворяющими соотношениям (1, 7), (VI, 26). Давая структурным параметрам определенные значения, можно из глобальной получить любую заданную ТС (без рециклов), а после проведения оптимизации глобальной схемы, получить схему ТС, наилучшую из всех возможных. Поскольку в глобальной схеме все поисковые переменные (структурные и технологические) непрерывны, для ее оптимизации могут быть использованы численные методы нелинейного программирования. После решения задачи оптимизации глобальной схемы ТС будут получены какие-то значения структурных параметров (вообще говоря, нецелые). Однако, если условия задачи разрешают разветвления потоков, это не страшно если структурные параметры, соответствующие какому-либо потоку, окажутся нецелыми, на нем надо ставить делитель потоков. Если же разветвление потоков не разрешается, необходимо потребовать целочисленность структурных параметров. В этом случае, также как и при использовании обычной глобальной схемы, [c.223]

Схема периодически действующей ректификационной установки приведена па рис. 12-16. Исходная смесь загружается в куб 1, где нагревается до температуры кипения и испаряется. Пары проходят через ректификационную колонну 2, взаимодействуя в противотоке с жидкостью, возвращаемой из дефлегматора 5. В дефлегматоре богатые легколетучим компонентом пары конденсируются и конденсат поступает в делитель потока 4. Часть жидкости из делителя потока направляется на орошение ректификационной колонны, а другая часть — дистиллят — проходит через холодильник Л и направляется в сборник 6 или 7. [c.303]

Масло пропускают через грубый фильтр для отделения крупных твердых примесей и затем через тонкий фильтр с большой эффективностью П,, (a 615 см ) для отделения оставшихся твердых примесей. После этого масло направляют в делитель потока. Здесь отделяется 70-86% масла и возвращается в сборник загрязненного масла или же (при отсутствии жидких примесей) в сборник очищенного масла. Оставшаяся часть масла нагревается до температуры 60-80°С и в распыленном виде (размер частиц - 10 мкм) вводится в аппарат вакуумной разгонки, заполненный металлической сеткой, а масло стекает в бак с поплавковым регулятором, откуда поступает в сборник для очищенного масла. [c.188]

Для месторождений с больщой обводненностью нефти разработаны автоматизированные блочные установки типа УПС, СУ-20000 и БАС-1, а также специальные трехфаз ные сепараторы-делители потока со сбросом свободной воды. Установки типа УПС и БАС-1 обычно используют для сепарации и отделения свободной воды продукции скважин после первой ступени сепарации, в сепараторы типа СУ-20000 — на первой ступени сепарации. [c.78]

При решении задач оптимизации химико-техпологических процессов очень часто ограничения на управляющие переменные являются линейными. Так, ограничения (1,2) зачастую представляют собой простые ограничения на максимальные и минимальные значения соответствующих управляющих переменных (П,1). В схемах, как правило, имеются делители потоков , на управляющие переменные которых налагаются линейные ограничения вида (11,2). Особенно много таких ограничений в задачах синтеза (с. 18) при использовании метода структурных параметров. Конечно, для решения оптимальных задач с линейными ограничениями возможно применение общих методов, разработанных для произвольных ограничений. Однако целесообразно анализировать этот случай отдельно, поскольку, используя линейный характер ограничений, удается построить более эффективные алгоритмы. [c.190]

Оптимизация параллельно-последовательной системы адиабатических реакторов (рис, 79, а). Газ в делителе потока разбивается на два потока, каждый из которых проходит цепочку реакторов, работаюнщх в адиабатическом режиме, и теплообменников. Будем предполагать, что в каждом аппарате протекают [c.225]

I—43 — ноиера потоков Т — теплообменники Д — делители потоков С — смеситель ФБ — фиктивные блоки, отражающие изменение давлений и температур в аппаратах схемы, в которую теплообмениая система входит как подсистема. [c.164]

Необходимое для проведения ректификацит многокомпонентное испарение жидкости осуществляется в кипятильнике 4. В дефлегматоре 3 происходит полная конденсация паров. Из делителя потока часть дистиллята, отвечающая флегме, возвращается в колонну, а остальная часть проходит через холодильник 5 и направляется в сборник 7. Менее летучая часть исходной смеси непрерывно отбирается из нижней части ректификационного аппарата и поступает в сборник 6. [c.306]

Руководство по газовой хроматографии (1969) -- [ c.172 , c.173 , c.336 , c.340 , c.341 , c.344 , c.355 , c.460 ]

Руководство по газовой хроматографии (1969) -- [ c.172 , c.173 , c.336 , c.340 , c.342 , c.344 , c.355 , c.460 ]

Курс газовой хроматографии (1967) -- [ c.159 ]

Курс газовой хроматографии Издание 2 (1974) -- [ c.161 ]

Руководство по газовой хроматографии Часть 2 (1988) -- [ c.278 ]

Газовая хроматография - Библиографический указатель отечественной и зарубежной литературы (1967-1972) Ч 1 (1977) -- [ c.0 ]

Руководство по газовой хроматографии (1969) -- [ c.172 , c.173 , c.336 , c.340 , c.342 , c.344 , c.355 , c.460 ]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология