Теоретические основы химической технологии, 2020, T. 54, № 5, стр. 531-543

ВВЕДЕНИЕ

Процессы нефтеперерабатывающей и нефтехимической отраслей промышленности в основном – каталитические, характерной чертой которых является их протекание в условиях нестационарной активности катализатора. Дезактивация катализаторов – одна из главных проблем химической промышленности. Эта проблема является не только сложной, но и наименее изученной в промышленном катализе.

Классификация процессов дезактивации катализаторов проводится в работах [1–3]. Закоксовывание, как наиболее распространенный случай отравления катализаторов дегидрирования, изучалось в [1–5]. А.М. Алиевым с сотрудниками проведена большая работа по выявлению причин и характера изменения активности разного типа катализаторов для разных промышленных каталитических процессов [3].

Вопросам моделирования нестационарных химических процессов посвящено значительное количество работ [5–8]. Рядом исследователей Томского политехнического университета [9–11] предложен подход к разработке кинетических моделей промышленного процесса риформинга бензинов на платиновых катализаторах и на полиметаллическом катализаторе КР-108 У. Показано, что в условиях процесса риформинга интенсивно протекает процесс образования кокса, учет которого на активной поверхности даст возможность моделировать нестационарный процесс риформинга бензинов при подборе катализаторов.

В [11] приведена классификация моделей и кинетические факторы, влияющие на увеличение эффективности протекания процесса при нестационарном состоянии катализатора.

Разработке кинетических моделей нестационарных каталитических процессов с учетом характерных особенностей изменения активности катализаторов посвящена работа [12]. В ней, в частности, показаны и объяснены часто встречающиеся кривые зависимости активности катализатора от времени его работы с характерными периодами изменения активности: ее возрастание, период стационарной активности и период падения активности.

Анализ преимуществ проведения гетерогенно-каталитических химико-технологических процессов в нестационарных условиях и способы их оптимизации проведен в работе [8].

Однако работы, посвященные анализу кинетических моделей и направленные на формирование активного состояния катализатора, крайне немногочисленны, что иногда связано с отсутствием нестационарных кинетических моделей реакций.

В связи с этим не вызывает сомнений актуальность выявления характера и причин изменения активности катализатора со временем, необходимости разработки динамических кинетических моделей процессов для математического их описания.

ПОСТАНОВКА ЗАДАЧИ

Для удовлетворения потребности Азербайджана в олефинах, получаемых из газов крекинга и пиролиза с БНЗ им. Г. Алиева и установки ЭП-300 Сумгаитского завода “Этилен-Полиэтилен”, и их рационального использования в Институте катализа и неорганической химии им. акад. М.Ф. Нагиева НАН Азербайджана был разработан химико-технологический комплекс (ХТК) по совместной переработке этих газов. Работа такого ХТК позволит достичь требуемой производительности ХТК по нужным Азербайджану целевым продуктам с минимальными затратами. В работах [13–15] произведен полный расчет всего химико-технологического комплекса по переработке газов крекинга и пиролиза. Расчет всех процессов, входящих в ХТК, проводился по математическим моделям, составленным для стационарных условий их протекания. Однако рассмотренные в ХТК процессы, как каталитические, так и некаталитические, часто протекают в условиях нестационарности, вызванной разными причинами [3]. В зависимости от условий проведения процессов изменение их активности во времени происходит по-разному, снижая производительность реактора, срок службы катализатора, селективность процесса.

Наша цель заключается в том, чтобы данные по оптимальным производительностям целевых продуктов, полученных при оптимизации всего ХТК и удовлетворяющих потребностям в них Азербайджана, не были бы нарушены из-за возможной нестационарности процессов.

В работе [13] для сокращения размерности задачи весь химико-технологический комплекс был разбит на пять регионов, самым большим из которых по количеству процессов (девять процессов) является этиленовый регион. Для всех процессов приведены данные по условиям их проведения, а также стехиометрические и кинетические модели со значениями кинетических констант. В рассматриваемой статье для получения полного математического описания процессов кинетические модели дополнялись уравнениями теплового баланса и гидродинамики, а также факторами нестационарности процессов, после чего стало возможным перейти к их управлению.

Рассмотрим конкретные процессы этиленового региона в порядке расположения их по схеме ХТК [13].

1. Пиролиз этана. К стехиометрической и стационарной кинетической моделям [13] добавлены:

– уравнение теплового баланса [16]:

– уравнение скорости образования кокса [17]:

– выражение изменения диаметра трубы в результате коксоотложения [18]:

С учетом значений исходных данных для расчета промышленного реактора [13] и зависимости ${\Delta }{{d}_{{\text{в}}}}$ от времени (3) уравнение Дарси–Вейсбаха, представленное в [16] для стационарной модели, примет следующий вид:

Некаталитический процесс пиролиза этана протекает в нестационарных условиях, вызванных отложениями кокса на стенках трубчатого змеевика. Откладывающийся кокс с течением времени уменьшает диаметр реактора, из-за чего происходит увеличение перепада давления между входом и выходом из реактора. А так как для промышленного реактора пиролиза этана существует ограничение на конечное давление (P_k ≥ 1.95 атм – в целях преодоления гидравлического сопротивления в последующей аппаратуре), то для сохранения его необходимо по мере увеличения перепада давления со временем увеличивать давление на входе. Кроме того, уменьшение диаметра трубы изменяет гидродинамическую картину в реакторе, что снижает интенсивность процесса и приводит к уменьшению производительности по этилену. Чтобы этого избежать, нужно постепенно повышать загрузку реактора, но так, чтобы выход этилена оказывался в пределах значения, полученного при расчете процесса по стационарной модели (900 кг/ч). Для того чтобы в любой момент времени можно было бы точно определить, насколько необходимо увеличить загрузку этана и одновременно входное давление реактора при соблюдении указанных условий, на основании полученных после статистической обработки промышленных данных за 700 часов работы реактора предложено регрессионное уравнение зависимости выхода этилена ${{g}_{{{{{\text{C}}}_{{\text{2}}}}{{{\text{H}}}_{{\text{4}}}}}}}\left( Y \right)$ от управляющих параметров: времени работы печи (X₁), загрузки реактора (X₂) и перепада давления в нем (X₃):

Коэффициенты вычислены по программе Matlab [19].

Уравнения кинетики [13], теплового баланса (1) и уравнений (2)–(4), учитывающих динамику процесса из-за коксоотложения, совместно с регрессионным уравнением (5) составят математическое описание процесса для нестационарных условий его протекания. В табл. 1 приведены ход и результаты расчета процесса пиролиза этана с применением функции управления (5).

Как видим, сопоставление значений выходов этилена $g_{{{{{\text{C}}}_{{\text{2}}}}{{{\text{H}}}_{{\text{4}}}}}}^{{{\text{расч}}}}$ вычисленных по зависимости (5), с экспериментальными их значениями $g_{{{{{\text{C}}}_{{\text{2}}}}{{{\text{H}}}_{{\text{4}}}}}}^{{{\text{эксп}}}}$, дало значительные погрешности (столбцы 9, 10, 11 табл. 1). Поэтому, проведя полиномиальную аппроксимацию между $g_{{{{{\text{C}}}_{{\text{2}}}}{{{\text{H}}}_{{\text{4}}}}}}^{{{\text{расч}}}}$ и $g_{{{{{\text{C}}}_{{\text{2}}}}{{{\text{H}}}_{{\text{4}}}}}}^{{{\text{эксп}}}}$, получили уточненное регрессионное уравнение:

расчет по которому привел к более точному по сравнению с регрессионным уравнением (5) приближению к экспериментальным значениям (столбцы 12, 13 табл. 1).

Использование предложенной функции управления процессом пиролиза в нестационарных условиях (6) дает возможность сохранить выход этилена на требуемом уровне и не нарушить ограничение, налагаемое на конечное давление.

2. Полимеризация этилена. Полимеризация этилена при высоком давлении представляет собой цепной процесс, протекающий по свободно-радикальному механизму в присутствии инициатора – кислорода в трубчатом реакторе при температуре (200–280°С), постоянном давлении (120–300 МПа). Суммарная степень превращения (95–98%). Математическое описание процесса в стационарных условиях [20]:

Стехиометрическая схема: $n{\text{A}} \to {{\left( {\text{A}} \right)}_{n}}$.

Кинетические уравнения для мономера и инициатора:

где $x = {{\left[ M \right]} \mathord{\left/ {\vphantom {{\left[ M \right]} {{{{\left[ M \right]}}_{0}}}}} \right. \kern-0em} {{{{\left[ M \right]}}_{0}}}};$ $y = {{\left[ I \right]} \mathord{\left/ {\vphantom {{\left[ I \right]} {{{{\left[ M \right]}}_{0}}}}} \right. \kern-0em} {{{{\left[ M \right]}}_{0}}}};$ ${{b}_{{\text{1}}}} = {{ - \left( {{{E}_{{\text{R}}}} + {\Delta }V{\Delta }p} \right)} \mathord{\left/ {\vphantom {{ - \left( {{{E}_{{\text{R}}}} + {\Delta }V{\Delta }p} \right)} R}} \right. \kern-0em} R}{\text{;}}\,$ ${{b}_{{\text{2}}}} = {{{{E}_{{\text{I}}}}} \mathord{\left/ {\vphantom {{{{E}_{{\text{I}}}}} R}} \right. \kern-0em} R}$.

Уравнение теплового баланса:

где

Однако в промышленности процесс протекает в нестационарных условиях из-за образованного при пиролизе этана ацетилена, являющегося ядом для инициатора и приводящего к снижению качества и производительности полиэтилена. Чтобы приостановить распад инициатора и сохранить плотность полимера, предложена функция нестационарности, учитывающая отравляющее воздействие на него ацетилена:

считая при этом, что концентрация ядов пропорциональна количеству поступающего на полимеризацию этилена $\left( {b \times {{F}_{{{{{\text{C}}}_{{\text{2}}}}{{{\text{H}}}_{{\text{4}}}}}}}} \right)$.

Эту функцию, учитывающую изменение активности инициатора также от времени реакции t_R, вводим в уравнение скорости расходования мономера в стационарных условиях:

Уравнения (8), (9), (12) совместно с выражением (11) составляют полную математическую модель процесса полимеризации этилена в нестационарных условиях, с помощью которой определяется истинное распределение мономера по длине реактора и более точный выход полимера. В случае изменения производительности полиэтилена по сравнению с его количеством, получаемым в стационарных условиях, изменением значения θ можно будет регулировать процесс, сохраняя выход полиэтилена на нужном для региона уровне. Новое значение θ получится либо за счет изменения количеств подаваемых в полимеризатор этилена, либо инициатора.

3. Прямая гидратация этилена. Режимные условия процесса и математическая модель приведены в [13, 21]. К ним добавлены:

уравнение теплового баланса

и уравнение перепада давления по длине реактора

Катализатором процесса является фосфорная кислота. Активность катализатора в процессе работы снижается вследствие уноса кислоты. В промышленности предлагается для возмещения количества фосфорной кислоты непрерывно добавлять ее в парогазовую смесь на входе в реактор, что приводит к большому ее расходу [23]. Мы предлагаем более целесообразный способ – способ периодической подачи кислоты. Для наблюдения за ходом процесса предложена функция управления θ, равная отношению текущего и исходного значений фосфорной кислоты: θ = G_тек/G_исх, фактически означающую долю ее активных центров, изменяющуюся в процессе работы катализатора из-за частичного уноса кислоты.

Значения θ в пусковом периоде (50–100 ч), когда достигается стабильная активность катализатора, близки к единице. С течением времени они уменьшаются. Поэтому для сохранения стабильной работы катализатора за критериальное значение функции управления приняли θ = 0.98, когда разница между исходным и текущим значениями фосфорной кислоты еще мала.

В табл. 2 приведено сравнение результатов расчета процесса при промышленном и предлагаемом способах его осуществления, из которого видно, что при промышленном способе принятое значение θ = 0.98 нарушается сразу после пускового периода катализатора и с течением времени продолжает снижаться из-за уменьшения количества катализатора. Аналогичная ситуация за оставшиеся 400 ч работы катализатора наблюдалась еще три раза. При этом уносится, а значит, и вносится в реактор за 500 ч работы 697.5 кг фосфорной кислоты (при непрерывной ее подаче). Во избежание большого расхода катализатора предлагается каждый раз при отклонении θ от принятого значения 0.98 добавлять к оставшемуся количеству фосфорной кислоты такое дополнительное ее количество, которое приводило бы катализатор к стабильному состоянию. При этом функция управления примет следующий вид: ${\theta }{\kern 1pt} {\text{'}} = \frac{{{{G}_{{{\text{тек}}}}} + {{G}_{{{\text{доб}}}}}}}{{G_{{{\text{исх}}}}^{{\text{'}}}}} = \frac{{G_{{{\text{тек}}}}^{{\text{'}}}}}{{G_{{{\text{исх}}}}^{{\text{'}}}}}$, когда полученное на данном временном интервале значение $G_{{{\text{тек}}}}^{{\text{'}}}$ становилось исходным $G_{{{\text{исх}}}}^{{\text{'}}}$ для следующих интервалов. Как видим из таблицы, периодические добавки фосфорной кислоты (в сумме 291.6 кг) вместо непрерывной ее подачи позволяют сохранять стабильную работу реактора в течение всего срока его работы, а также значительно сократить расходы фосфорной кислоты (291.6 кг вместо 697.5 кг).

Используя промышленные данные, для контроля за процессом гидратации определили регрессионную зависимость

по которой можно в любой момент времени найти текущее значение фосфорной кислоты и соответствующее ему значение θ, а значит, в случае несоответствия ее принятому критерию определить нужную на данном этапе добавку катализатора. Введя выбранную функцию управления θ в стационарную кинетическую модель процесса [13], получили динамическую кинетическую модель:

Уравнение (16) совместно с уравнениями теплового баланса (13), потери напора (14) и регрессионном уравнением (15) составляют полную математическую модель процесса с учетом нестационарности его протекания. Использование этой модели позволяет поддерживать производительность этилового спирта на нужном (стационарном) уровне с наименьшими затратами на расход фосфорной кислоты.

Так как процессы окислительного превращения этилового спирта в уксусную кислоту и этерификации уксусной кислоты этиловым спиртом (под номерами 4 и 5 соответственно) в течение 500 ч работы катализаторов проявляют стабильную активность, то при расчете региона пользовались математическими моделями, приведенными в [13] для стационарных условий.

6. Деалкилирование толуола. На основании расчетов процесса деалкилирования толуола с водяным паром, проводимого на катализаторе [Ni–Co–Cr/Al₂O₃/Al] под действием сверхвысокочастотного излучения (СВЧ), по математической модели, представленной в [13], получены оптимальные условия реакции: объемная скорость подачи реакционной массы – 1800 ч^–1; мольные соотношения толуол:водяной пар – (1 : 4), температура – 500°С; степень превращения толуола – 58.8%; избирательность по бензолу – 76.6%; по ксилолам – 7.5% [24]. При найденных оптимальных условиях проведено исследование процесса в пилотной установке в течение 1000 ч работы катализатора. Замечено, что с течением времени активность катализатора медленно снижается из-за накопления по реакции диспропорционирования толуола нежелательных ксилолов, блокирующих и отравляющих активные центры катализатора, вследствие чего избирательность по бензолу падает. Для учета влияния изменения активности катализатора со временем τ на производительность процесса предложена следующая функция дезактивации катализатора:

Включая θ в уравнение скорости образования бензола, получили совместно с остальными уравнениями стационарной модели [13] динамическую кинетическую модель процесса:

Для сохранения избирательности по бензолу на оптимальном уровне (76.6%), полученном при использовании СВЧ в стационарных условиях, предложено разбавлять реакционную смесь (толуол + водяной пар) на входе в реактор водородом. Разбивая весь интервал работы катализатора (1000 ч) на временные участки по 200 ч, на каждом из них с учетом добавок водорода в интервале [0.1–1.75] на единицу массы толуола определяли соответствующие им избирательности по бензолу S_Б и ксилолам S_ксил. На основании полученных данных составлены регрессионные зависимости избирательностей (S_Б и S_ксил) от управляющих параметров – добавок водорода M и времени работы катализатора τ:

Система уравнений стационарной модели [13] с учетом (17) и (18), а также регрессионных уравнений (19), (20) составляет математическое описание процесса в условиях нестационарности.

Расчеты по полученной модели за 1000 ч работы катализатора представлены в табл. 3, из которой видно, что наиболее близкие к оптимальным значения избирательностей по бензолу и ксилолам (представлены в первой строке таблицы) соответствуют добавкам водорода к смеси (Т + Н₂О) в интервале [0.2–1.5].

Добавки водорода в найденном интервале их изменения способствуют снижению интенсивности реакции образования ксилолов и, следовательно, увеличению избирательности по бензолу, что становится ясным при сравнении со случаем проведения процесса без добавок водорода: при τ = 1000 ч избирательности по бензолу и ксилолам составляют 73.2 и 11.2% соответственно (табл. 4).

Таким образом, используя при расчетах процесса нестационарную математическую модель с учетом функции управления θ, а также предлагаемый метод добавок водорода к реакционной смеси (Т + Н₂О) в найденном интервале их изменения, сможем сохранить производительность по бензолу на нужном, оптимальном, уровне.

7. Алкилирование бензола этиленом. Изотермический барботажный реактор; катализатор – хлористый алюминий; температура – 130°С; давление – 0.4 МПа. На основании экспериментальных данных, взятых с установки Сумгаитского завода СК, в [25] представлены стехиометрическая схема и соответствующие ей уравнения скорости образования этилбензола ЭБ (целевого продукта) и полиалкилбензолов ПАБ (побочных продуктов):

Полиалкилбензолы (ПАБ), образующиеся в процессе одновременно с целевым продуктом (этилбензолом), являются побочными продуктами, блокирующими с течением времени поверхность катализаторного комплекса (КК), снижающими скорость образования, а значит, и выход этилбензола. Для сохранения значения уже полученной при оптимизации ХТК стационарной производительности этилбензола выбрана функция управления θ, учитывающая соотношение непрореагировавших этилена и бензола в продуктах реакции θ = G_ЭТ/G_Б. Каждому такому значению θ в любой момент времени соответствует определенная концентрация этилбензола. Своевременное обнаружение непрореагировавших этилена и бензола, расчет их соотношения θ, сравнение с заданным (проектным) значением $\overline {\theta } $, определяемым по предлагаемой формуле ${\bar {\theta }} = 0.3{{e}^{{ - 0.2\tau }}},$ и внесение необходимых изменений в зависимости от отклонения способствуют повышению селективности процесса. Введение функции θ в правую часть стационарного уравнения скорости образования этилбензола позволило скорректировать количества этилена и бензола на входе в алкилатор и получить на выходе из него требуемое по проекту количество этилбензола, найденное для стационарных условий протекания процесса:

В табл. 5 приводится сравнение показателей процесса, полученных при осуществлении его по известному промышленному способу, с оптимальными значениями, рассчитанными по предлагаемому способу управления.

Как видно из этой таблицы, использование предлагаемого способа управления позволяет увеличить выходы этилбензола в среднем на 1%, уменьшить количество полиалкилбензолов на выходе из алкилатора на 8–10%, что, в свою очередь, способствует уменьшению затрат на процесс разделения этилбензола на 2–3%.

8. Дегидрирование этилбензола. К режимным параметрам процесса, его стехиометрической и кинетической моделям [13, 26] добавлено уравнение теплового баланса:

Представленная в [13] система уравнений совместно с уравнением (26) описывает процесс, протекающий в стационарных условиях.

Однако в промышленной практике осуществление процесса в неподвижном слое окисного катализатора Р-2 сопровождается медленным падением активности катализатора на всем протяжении процесса из-за адсорбции на поверхности катализатора малых количеств примесей (ядов), содержащихся в потоке исходных реагентов или продуктов реакции, что приводит к уменьшению производительности реактора. Для учета влияния степени отравления катализатора на его активность и в предположении адсорбционного характера процесса отравления ядами предложена следующая функция дезактивации:

Включая (27) в уравнение стационарной кинетической модели [13], получим динамическую кинетическую модель с учетом дезактивации катализатора:

В промышленных условиях падения выхода целевого продукта избегают либо с помощью постепенного увеличения температуры на входе в реактор при неизменной степени разбавления сырья водяным паром, либо за счет работы на максимальной степени разбавления сырья водяным паром при неизменной входной температуре. С целью выявления одновременного влияния обоих указанных параметров на конверсию этилбензола в стирол и селективность процесса в условиях нестационарности проведена статистическая обработка промышленных данных с установки ПО “Оргсинтез” за 5000 часов работы катализатора Р-2, в результате которой получены регрессионные уравнения зависимостей управляемых параметров: конверсии этилбензола в стирол х₂ и селективности процесса S от управляющих: степени разбавления сырья водяным паром М, температуры паросырьевой смеси на входе в реактор t₀ и времени работы установки τ:

которые совместно с уравнением скорости образования толуола и бензола [13] и уравнениями (26)–(28) составили математическое описание процесса с учетом нестационарности его протекания. По нестационарной модели для каждого временного интервала (по 500 ч при сроке работы катализатора 5000 ч) находили температуру паросырьевой смеси на входе в реактор и степень разбавления сырья водяным паром. За критерий оптимальности принимался расход водяного пара. Из всех полученных траекторий в табл. 6 представлен оптимальный с точки зрения расхода водяного пара вариант, из которого видно, что для поддержания постоянными для всего периода работы катализатора оптимальных значений выхода стирола 41% и селективности процесса 92% температуру смеси на входе в реактор целесообразно снижать от 597.6 в начале до 592.1°С в конце периода работы катализатора, а степень разбавления сырья водяным паром одновременно повышать с 16.7 до 21.3.

При этом затраты на водяной пар снижаются по сравнению с заводскими на 25%.

Дальнейшее использование катализатора приводит к ускорению коксоотложения и соответственно к снижению выхода стирола по сравнению с оптимальным вариантом. Чтобы сохранить выход примерно на постоянном уровне, нами предложено незначительно повышать входную температуру паросырьевой смеси при сохранении степени разбавления сырья водяным паром неизменной. Результаты этого предложения представлены в табл. 7, из которой видно, что повышение температуры примерно на 4°С в течение следующих 2000 ч позволяет немного повысить выход, сохраняя его в пределах оптимального, и хотя селективность процесса с увеличением температуры немного снижается, однако до 7000 ч результаты работы катализатора могут считаться удовлетворительными.

Дальнейшее повышение температуры приводит уже к падению выхода стирола из-за ускорения процесса коксоотложения.

Таким образом, совершенно отличный от промышленного способ управления процессом обоими управляющими параметрами позволяет не только снизить затраты на водяной пар, но и продлить на 2000 ч срок службы катализатора, т.е. получить ощутимую экономическую выгоду.

9. Полимеризация стирола. К кинетической модели [13] добавлено уравнение теплового баланса [27]:

которые в совокупности составляют математическую модель процесса, протекающего в стационарных условиях.

Однако при дегидрировании этилбензола образуются, кроме стирола, толуола и бензола, еще и побочные продукты, содержащие небольшое количество фенилацетилена. Поэтому на полимеризацию поступает не чистый стирол, а с добавкой ~5 млн^–1 фенилацетилена, который быстро и необратимо адсорбируется на инициаторе, отравляя его и вызывая его распад. Принимая, что активность инициатора падает линейно с количеством поступающего с исходным стиролом фенилацетилена, предложена следующая зависимость изменения активности инициатора со временем реакции t:

Для сохранения скорости полимеризации и получения полистирола той же молекулярной массы и качества, что и в стационарных условиях, функция нестационарности θ введена в уравнение скорости расходования мономера:

т.е. получена динамическая кинетическая модель процесса.

При отличии производительности полистирола от ее стационарного значения, изменяя величину θ за счет увеличения чистоты подаваемого в реактор стирола или количества инициатора, можно отрегулировать процесс и получить требуемый выход целевого продукта.

Так как процессы этиленового региона работают не синхронно и периоды изменения активности катализаторов по времени не совпадают, кроме того, причины нарушения стационарности в каждом процессе разные, то общую функцию управления всем регионом составить невозможно. Однако математические модели процессов, разработанные с учетом нестационарной активности катализаторов, имеют гибкую структуру, т.е. с течением времени идет процесс самонастройки этих моделей. Подстройка математической модели производится либо периодически через определенные промежутки времени, либо после того как несоответствие между расчетными и экспериментальными значениями превосходит определенную, заранее заданную, величину.

При таком подходе регион становится гибкой химико-технологической системой, сохраняющей свою работоспособность даже при возможных изменениях внешних и внутренних воздействий.

Общая схема управления этиленовым регионом ХТК представлена на рис. 1, на котором каждому процессу, протекающему в нестационарных условиях, соответствует свой блок управления с использованием подобранной для этого процесса функции нестационарности.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

Использование функций нестационарности в каждом конкретном процессе позволило поддерживать производительности целевых продуктов на выходе из этиленового региона на оптимальном уровне, найденном при оптимизации всего химико-технологического комплекса в стационарных условиях.

ОБОЗНАЧЕНИЯ