Улучшение качества всесезонного масла

Al-Ni-Mo-катализатор значительно более активен в реакциях насыщения ароматических углеводородов, гидрирования азотистых и сернистых соединений и менее активен в реакциях насыщения непредельных соединений.

Согласно цели проектирования наиболее подходящим является Al-Co-Mo-катализатор с добавками NiO, обеспечивающий гидрогенолиз S-, O-, N-содержащих веществ с одновременным гидрированием тиофеновых и пиррольных колец.

3.1.3 Прочность и износоустойчивость катализатора

Сделаем предварительный выбор катализатора, на основании уже проведенного анализа.

Для достижения цели проектирования должен быть выбран Al-Ni-Mo-катализатор с добавкой оксида кобальта, с малым соотношением MoO₃:NiO, с малыми гранулами шарообразной формы и осерненный комбинированным способом.

Пока всем этим требованиям отвечает катализатор марки ГКД-202. Выясним вопрос о его прочностных свойствах.

В середине 60-х годов во ВНИИ НП была разработана технология получения цеолитсодержащих алюмоникельмолибденовых композиций для процессов гидроочистки нефтяных фракций, на основании которых созданы катализаторы ГК-35, ГКД-202, ГКД-205 и ГКД-202П [21]. В таблице 3.3. представлены основные физико-химические характеристики цеолитсодержащих катализаторов с сравнении с другими промышленными каталитическими системами.

Таблица 3.3. Основные физико-химические характеристики обычных и цеолитных катализаторов

Показатели	Обычные	Цеолитные
	АКМ	АНМС	ГО-117	ГК-35	ГКД-202	ГКД-205	ГК-202П	ГКД-300
Насыпная плотность, кг/м3	670	670	830	800	720	750	620	630
Диаметр гранул, мм	4-5	4-5	4-5	3,5-5	1,6-3,5	1,7-3,5	1,5-3,5	2-3,7
Индекс прочности, Н/мм	11	11	12	18	22	23	25	24
Содержание, % (масс.) NiO CoO MoO3	-- 4,5 12,5	4-5 -- 12,5	9 -- 19	8 -- 17	4 0,5 12,5	4,5 -- 12,5	-- 3,0 8,5	3 -- 9,0
Удельная поверхность, м2/г	200	200	190	247	236	240	235	215
Межрегенерационный период эксплуатации, мес	12	11	11	21	24	36	36	36

Как видно, структурные характеристики цеолитсодержащих композиций обеспечивают повышенную прочность их гранул, а следовательно, уменьшение перепада давления при эксплуатации благодаря меньшему образованию пыли и крошки при растрескивании гранул.

Среди цеолитных Al-Ni-Mo-катализаторов с ГКД-202 по прочности конкурируют катализаторы ГКД-205 и ГКД-300, однако оценивая удельную поверхность этих катализаторов ГКД-300 обладает меньшей удельной поверхностью, чем ГКД-202. Таким образом, остается сделать выбор между катализаторами ГКД-202 и ГКД-205.

3.1.4 Срок службы и период регенерации катализатора

Срок службы и период регенерации катализатора зависит прежде всего от типа катализатора, способа его загрузки, условий проведения процесса гидроочистки и от чистоты очищаемого сырья.

Цеолитный компонент способствует снижению начальной температуры процесса и увеличению межрегенерационного периода эксплуатации катализатора с 11-12 до 21-36 мес.

Останавливаясь на выборе между ГКД-202 и ГКД-205 второй обладает гораздо большим периодом регенерации (см. табл. 3.3.), но он не содержит кобальта, который высокоактивен в реакциях как гидрогенолиза, так и гидрирования непредельных соединений, присутствие которых в гидравлических маслах недопустимо. Срок службы и период регенерации цеолитного катализатора во многом зависти и от способа его загрузки.

Время пробега установки ограниченно из-за забивки реакторов. Поэтому во многих реакторах предусмотрены корзины для отложений и верхний слой насадки. На отечественных промышленных установках гидроочистки для защиты катализатора используют фарфоровые шары различного диаметра [24]. Использование взамен фарфоровых шаров форконтакта ФОР-1 в качестве защитного слоя, представляющего собой полые фарфоровые цилиндры размером 155 мм, позволило снизить попадание механических примесей на внешнюю поверхность катализатора гидроочистки, улучшилось распределение сырьевого потока по объему реактора, а также на 20-25 % снизился перепад давления по высоте реактора. Замена фарфоровых шаров на форконтакт обеспечила более стабильную работу катализатора и увеличение межрегенерационного периода его эксплуатации [24].

Данные о влиянии температуры на срок службы катализатора при гидроочистке дизельных фракций приведены на рис. 3.3 [22].

Рис. 3.3. Влияние температуры на срок службы цеолитного катализатора при гидроочистке дизельных фракций. R - регенерация.

Как видно из рис. 3.4 для увеличения срока службы катализатора необходимо все время повышать температуру процесса. Регенерация катализатора восстанавливает его активность и позволяет предотвратить резкое повышение температуры, а значит и увеличить срок его службы.

3.1.5 Стоимость катализатора

Коммерческая оценка показала, что на установке гидроочистки производительностью 1,5 млн.т/год по сырью с загрузкой катализатора 50 т и общим сроком эксплуатации 6 лет доля его цены в себестоимости гидравлических масел составляет 0,1% [22]. Таким образом, влияние цены катализатора на себестоимость целевого продукта незначительно, а чистая прибыль, получаемая от реализации качественных гидравлических масел с большим избытком окупает стоимость собственно катализатора.

3.2 Выбор оптимальных технологических параметров процесса

Поскольку активность катализатора сильно зависит от параметров проведения процесса, то необходимо подбирать условия, обеспечивающие эффективную работу катализатора в течение всего срока его эксплуатации. Для катализатора ГКД-202 были проведены испытания на зависимость его активности от параметров процесса, где оказалось, что максимальная степень обессеривания (95%) достигается в следующих интервалах:

-- Температура: 340 - 370 єС;

-- Объемная скорость подачи сырья: 3,8 - 4,5 ч^-1;

-- Среднее давление: 2,9 - 3,2 МПа;

-- Кратность циркуляции водородсодержащего газа: не менее 450.

Степень конверсии ароматических углеводородов на катализаторе гидрирования НВС-А при тех же условиях достигает 65% (масс.).

3.3 Выводы по анализу результатов патентно-информационного поиска и выбору способа достижения цели проектирования

Использование в промышленности Al-Ni-Mo-катализатора марки ГП-534 достигает снижение содержания серы до 99%, но его производительность по сырью значительно ниже, что не позволяет интенсифицировать процесс. К тому же промышленный катализатор плохо переводит ароматические углеводороды в нафтеновые. С успехом решить проблему интенсификации процесса гидроочистки поможет новый катализатор марки ГКД-202. Его объемная скорость по сырью 3,8-4,5 ч^-1, а у ГП-534 - 0,5-1,2 ч^-1. Таким образом, производительность нового катализатора по сырью становится выше в 7,6 - 3,8 раз. Новый катализатор отличается повышенной прочностью гранул, большим периодом регенерации, высокой активностью и большим сроком службы. Решить проблему снижения ароматических углеводородов во фракции поможет Al-Ni-W катализатор марки НВС-А. Он достаточно активен в превращении моно-, ди- и полиароматических углеводородов в стабильные нафтеновые углеводороды и устойчив к отравлению каталитическими ядами. Таким образом, целесообразным техническим решением будет применение системы из двух катализаторов: катализатора гидроочистки ГКД-202 и катализатора гидрирования НВС-А. Поскольку катализатор гидрирования устойчивый к отравлению сернистыми и азотистыми соединениями, его можно разместить во второй секции после катализатора гидроочистки. Посекционированное расположение двух катализаторов в одном реакторе одновременно может решить две проблемы: проблему обессеривания и проблему деароматизации сырья.

Замена фарфоровых шаров на форконтакт ФОР-1 позволяет снизить попадание механических примесей, улучшить распределение сырьевого потока по объему реактора, а также на 20-25 % снизить перепад давления по высоте реактора. Активация катализатора гидроочистки комбинированным способом сильно повышает его активность и позволяет получить стабильный гидрогенизат на начальной стадии эксплуатации катализатора при температурах на 20-30 єС ниже, что в свою очередь способствует увеличению продолжительности цикла реакции и межрегенерационного периода эксплуатации катализатора.

Активация катализатора гидрирования НВС-А не требуется, поскольку он изначально состоит из сульфидов никеля и вольфрама.

4. ИНЖЕНЕРНЫЕ ОСНОВЫ ВЫБРАННОГО СПОСОБА ПОЛУЧЕНИЯ ПРОДУКТА

4.1 Химические уравнения процесса гидроочистки [39, 40]

Процесс гидроочистки осуществляется действием водорода на исходное сырье в присутствии катализатора. Основные реакции, происходящие при гидроочистки: гидрогенолиз связей углерод-гетероатом с практически полным превращением серо-, азот- и кислородсодержащих органических соединений в предельные углеводороды с одновременным образованием легко удаляемых H₂S, NH₃ и водяных паров, насыщение непредельных и ароматических углеводородов, а также изомеризация и гидрокрекинг парафиновых и нафтеновых углеводородов.

Основные реакции гидрогенолиза сернистых соединений можно представить следующими схемами:

-- меркаптаны гидрируются до сероводорода и соответствующего углеводорода (R = C₆ -С₈):

R-SH + H₂ RH + H₂S

-- сульфиды гидрируются до соответствующих алканов (R, R'= C₄ - C₈):

R-S-R' + 2H₂ R-H + R'H + H₂S

-- дисульфиды гидрируются до сероводорода и соответствующих углеводородов также через стадию образования меркаптанов (R, R'= C₂ - C₄):

R-SS-R' + 3H₂ RH + R'H + 2H₂S

-- тиофаны гидрируются с образованием соответствующих алифатических углеводородов:

-- тиофены дают такие же продукты, как и тиофаны:

-- бензотиофены гидрируются по схеме:

Реакции гидрирования азоторганических соединений аналогичны реакциям гидрирования сернистых соединений. Гидрогенолиз азотистых соединений сопровождается выделением свободного аммиака. В связи с высокой устойчивостью азоторганических соединений нефти азот удаляется при гидроочистке с большим трудом. Наиболее типичными для дизельных фракций являются следующие схемы реакций:

-- пиридин гидрируется до пентана и аммиака:

-- хинолин дает пропилбензол и аммиак:

-- пиррол гидрируется до бутана и аммиака:

Кислородсодержащие соединения обычно легко вступают в реакции гидрирования с образованием соответствующих углеводородов и воды:

-- фенолы гидрируются до бензола и воды:

-- гидропероксиды гептана и циклогексана разрушаются до соответствующих углеводородов:

С₇Н₁₅ООН + 2Н₂ > С₇Н₁₆ + 2Н₂О

В процессе гидроочистки одновременно с реакциями сернистых, азотных и кислородных соединений протекают многочисленные реакции углеводородов:

-- изомеризация парафиновых и нафтеновых углеводородов происходит при любых условиях гидрообессеривания:

-- реакции насыщения олефинов протекают очень быстро с большим выделением теплоты:

-- частично протекают и реакции гидрокрекинга:

-- наиболее сложными являются реакции насыщения ароматических углеводородов:



Эти реакции зависят от технологических параметров и зачастую ограничены равновесными условиями. При этом учитывается необходимая степень насыщения. Реакция насыщения отличается высокой экзотермичностью.

4.2 Термодинамический анализ процесса гидроочистки

4.2.1 Подготовка исходной информации

Гидроочистка дизельных фракций - сложный многостадийный процесс, протекающий с участием большого количества серо-, азот- и кислородсодержащих соединений, а также непредельных и ароматических углеводородов. Расчет термодинамических функций для каждого индивидуального вещества усложняется нехваткой данных о его содержании, химическом составе и строении. Например, говоря о меркаптанах, подразумевается, что в реакциях гидрогенолиза принимают участие вещества с общей формулой R-SH, где R = C₆ -С₈. Вопрос о том какие изомеры состава C_n присутствует в смеси и в каком количестве остается неизвестным. Поэтому выбирая вещество, по которому должен быть произведен термодинамический расчет, необходимо руководствоваться двумя критериями: количественным и кинетическим. По количественному выбирается вещество, имеющее максимальную концентрацию, по кинетическому - вещество, скорость реакции которого является самой медленной. На основании этих критериев для термодинамического расчета реакции гидрогенолиза выберем основное вещество.

Исходные данные:

Характеристика сырья: фракционный состав 250 - 340 єC; плотность 842 кг/м³; содержание серы S₀ = 0,2% (масс.), в том числе меркаптановой S_м = 0,010% (масс.), тиофановой S_ц = 0,100% (масс.), дисульфидной S_д = 0,020% (масс.) и тиофеновой S_Т = 0,070% (масс.)

Скорость гидрирования сераорганических соединений возрастает в ряду: тиофены < тетрагидротиофены сульфиды < дисульфиды < меркаптаны.

Как видно, из всех серосодержащих соединений больше всего содержится тиофанов и тиофенов, однако скорость гидрогенолиза тиофенов меньше, чем сульфидов, а это значит, что гидрирование тиофенов является лимитирующей реакцией. Таким образом, в качестве реакции, по которой будет произведен термодинамический расчет выберем реакцию гидрирования тиофена:

Термодинамические параметры H_f,298⁰, S_f,298⁰ и коэффициенты A₀, A₁, A₂, A₃, A-₂ в уравнении теплоемкости С_p = A₀ + A₁·(T/1000) + A₂·(T/1000)² + A₃·(T/1000)³ + A-₂·(T/1000)-² реагентов и продуктов представлены в табл. 4.1. [34].

Таблица 4.1. Исходные данные для термодинамического анализа [34]

Вещество	Hf,2980, кДж/моль	Sf,2980, Дж/(моль·К)	A0	A1	A2	A3	A-2
C4H4S	115,7	278,9	-23,9	423,3	-344,6	110,9	-0,16
H2	0	130,6	32,8	-10,4	10,1	-2,2	-0,15
C4H10	-126,1	310,1	-37,2	511,4	-347,2	99,0	0,92
H2S	-20,2	205,8	30,5	6,4	18,2	-9,2	0,04

4.2.2 Расчет изменения энтальпии химической реакции

Стандартное изменение энтальпии реакции определим по первому следствию из закона Гесса:

Зависимость изменения энтальпии реакции от температуры определим по уравнению Кирхгоффа:

где, ?С_p(T) - изменение теплоемкости реакционной массы в зависимости от температуры. Определяется по уравнению:

где b_i,j - стехиометрические коэффициенты.

Вычислим A₀, A₁, A₂, A₃ и A-₂ и определим зависимость теплоемкости реакции от температуры.

Таким образом, зависимость мольной изобарной теплоемкости от температуры следующая:

После подстановки С_p(T) в уравнение Кирхгоффа, интегрирования и преобразований получим зависимость изменения энтальпии реакции от температуры:

График зависимости представлен на рис. 4.1.

Рис. 4.1. Зависимость изменения энтальпии реакции от температуры

4.2.3 Расчет изменения энтропии химической реакции

Стандартное изменение энтропии реакции при гидрировании тиофена равно:



Зависимость изменения энтропии от температуры:

После подстановки С_p(T), интегрирования и преобразований получим зависимость изменения энтропии реакции от температуры:

График зависимости представлен на рис. 4.2.

Рис. 4.2. Зависимость изменения энтропии реакции от температуры

4.2.4 Расчет изменения изобарно-изотермического потенциала химической реакции

Изменение изобарно-изотермического потенциала реакции определим по формуле:

После подстановки в нее прежде выведенных зависимостей и некоторых преобразований, получим следующее выражение:

График зависимости представлен на рис. 4.3.

4.2.5 Расчет константы равновесия реакции

Исходя из уравнения изотермы Вант-Гоффа, константа равновесия реакции будет равна:

где R - универсальная газовая постоянная.

Температурная зависимость логарифма константы после подстановки ?G_T⁰ и некоторых преобразований будет следующей:

График зависимости представлен на рис. 4.4.



Рис. 4.3. Зависимость изменения изобарно-изотермического потенциала реакции от температуры

Рис. 4.4. Зависимость константы равновесия реакции от температуры

4.3 Механизм реакции гидрогенолиза тиофена [12]

Первой реакцией, протекающей при гидрообессеривании тиофена является образование бутадиена по схеме:

C₄H₄S + 2H₂ > C₄H₆ + H₂S

Имеющаяся информация о кинетике реакции и о структуре катализатора предполагает, что адсорбированные интермедиаты включают водород, H₂S и серосодержащие соединения, причем последние два занимают анионные вакансии (d-орбитали). Предполагается, что реакция на поверхности протекает по крайней мере через три элементарные стадии:

2(H₂ > 2H)

C₄H₄S + _S + 2H + 2e- > C₄H₆ + S^2-

S^2- + 2H > H₂S + _S + 2e-

где Н - адсорбированный атом водорода; _S - анионная вакансия (d-орбиталь); e- - электрон.

На предварительно сульфидированном (осерненном) катализаторе адсорбированный H образуется путем восстановительной адсорбции:

Ni²⁺ + H₂ + 2(S^2-)_сульф > Ni⁰ + 2SH-

т. е. адсорбированный H находится в группах SH-. Подача электронов может быть описана реакцией:

2Mo³⁺ > 2Mo⁴⁺ + 2e-

тогда суммарный механизм может быть представлен схемой:

2Ni²⁺ + 2H₂ + 4(S^2-)_сульф > 2Ni⁰ + 4SH-

C₄H₄S + 2SH- + 2Mo³⁺ + 2Ni⁰ > C₄H₆ + S^2- + 2(S^2-)_сульф + 2Mo⁴⁺ + 2Ni⁺

S^2- + 2Ni⁺ +2SH- + 2Mo⁴⁺ > H₂S + 2Ni²⁺ + 2(S^2-)_сульф + 2Mo³⁺

Исходя из этих представлений предполагается, что реакция гидрогенолиза состоит из двух отдельных окислительно-восстановительных стадий, причем одна поставляет атомы H, а другая дает электроны. Молекула тиофена адсорбируется на серо-анионной вакансии, где она может принимать электроны и протоны от ионов Mo³⁺ и групп SH- соответственно. Тогда может происходить электронный переход от Ni⁰ к Mo⁴⁺. На рис. 4.5 схематически показан данный механизм.

Гидрирование ароматических углеводородов на этих сульфидированных катализаторах еще менее понятно, чем гидрообессеривание, но оно, вероятно, происходит по сходному механизму, первоначально включающему подачу электрона ионом Mo³⁺ и затем протона группой SH-, связанной с Ni. Для симметричных молекул, таких как бензол, первичную адсорбцию можно рассматривать как образование плоской частицы, параллельной поверхности, расположенной над катионами Mo. Анионная вакансия, необходимая для образования такой частицы, может быть слишком мала, чтобы вместить более крупные ароматические молекулы. Тогда такие молекулы будут адсорбироваться на краях перпендикулярно поверхности или в плоскости в положениях, где достаточное место может быть получено за счет удаления большего числа близлежащих атомов серы, что может быть достигнуто в результате применения высоких парциальных давлений водорода.

И гидрогенолиз тиофена, и гидрирование бензола предположительно включает образование первичных продуктов, имеющих природу циклодиена. Обычно наблюдается быстрое гидрирование этих продуктов, но информация о механизме отсутствует.



Рис. 4.5. Предполагаемый механизм гидрогенолиза тиофена.

- анионная вакансия; штриховой прямоугольник означает, что на включенных катионах могут находиться (частично) делокализованные электроны

4.4 Кинетика процесса гидроочистки

О частичном определении кинетики гидрообессеривания тиофена в отсутствии влияния массопереноса сообщали Саттерфилд и Робертс , которые использовали катализатор Co-Mo/ Al₂O₃ содержащий около 3% Co и 7% Mo. Данные о скорости были получены при низких конверсиях в проточно-циркуляционном реакторе при стационарном состоянии. Давление слегка превышало атмосферное, температура была от 235 до 265 єС, и потоки содержали различные концентрации тиофена и H₂S; парциальное давление водорода изменялось лишь незначительно. Данные о скоростях исчезновения тиофена (гидрогенолиза):

С₄H₄S + 2H₂ > C₄H₆ + H₂S (1)

и образования бутана (гидрирования бутадиена):

C₄H₆ + 2H₂ > С₄H₁₀ (2)

были представлены полуэмпирическими уравнениями скорости Ленгмюра-Хиншельвуда [12]:

Где r₁, r₂ - скорости гидрогенолиза (1) и гидрирования (2) соответственно;

k₁, k₂ - эффективные константы скоростей гидрогенолиза (1) и гидрирования (2) соответственно;

P_T, P_B, , - парциальные давления тиофена, бутадиена, водорода и сероводорода соответственно;

b_T, b_B, - адсорбционные коэффициенты тиофена, бутадиена и сероводорода соответственно.

Значения параметров уравнений скорости представлены в табл. 4.2.

Хотя применимость этих уравнений точно не установлена с помощью полученных данных, несколько важных качественных результатов подтверждается опубликованными данными:

1) H₂S ингибирует как гидрогенолиз, так и гидрирование;

2) Значительные количества тиофена и бутадиена адсорбируются на поверхности катализатора конкурентно с H₂S;

3) Менее ясен, но более важен вывод о том, что реакции гидрогенолиза и гидрирования происходят на разных каталитических центрах.

Таблица 4.2. Кинетика гидрообессеривания тиофена

t, єC	Гидрогенолиз	Гидрирование
	, моль/(г·атм2·с)	, атм-1	, атм-1	, моль/(г·атм·с)	, атм-1	, атм-1
235 251 265	1,5 1,6 1,8	4,3 2,3 2,5	3,1 1,3 0,56	3,0 12,2 --	9,8 1,2 0	9,1 1,9 1,3

Кинетика гидрирования сернистых соединений сильно зависит от их строения. Скорость реакции падает в следующем ряду (в скобках - относительные скорости гидрирования): меркаптаны (7) = дибензилсульфиды (7) > втор-алкилсульфиды (4,3 - 4,4) > тиофан и его производные (3,8 - 4,1 ) > первичные алкилсульфиды (3,2) > производные тиофена и диарилсульфиды (1,1 - 2,0) [40].

В пределах одного класса соединений скорость гидрирования уменьшается с увеличением молекулярной массы, т. е. удаление серы из тяжелых нефтяных фракций происходит с большим трудом, чем из легких. В общем случае скорость гидрогенолиза r сернистых соединений для технических расчетов описывают уравнением [35]:

r = dS/dф = k·Sⁿ,

где S - содержание серы в продукте, % (масс.);

n - порядок реакции;

k - константа скорости реакции.

Взаимодействие индивидуальных серосодержащих соединений различных классов с водородом в условиях гидроочистки происходит по реакции первого порядка. При гидроочистке нефтяной фракции входящие в ее состав индивидуальные соединения также реагируют по первому порядку, однако по мере удаления наиболее реакционноспособных соединений константа скорости реакции уменьшается, и в ряде случаев экспериментальные данные по изменению содержания серы в процессе гидроочистки фракции лучше описываются уравнением второго порядка. Порядок реакции по водороду может быть различным в зависимости от условий гидроочистки и свойств сырья.

Кажущаяся энергия активации гидрирования серосодержащих соединений на обычных катализаторах гидроочистки в интервале 350-425°С составляет 46--48 кДж/моль. По-видимому, во всех случаях в этом температурном интервале реакция протекает во внутридиффузионной области [40].

4.5 Влияние параметров процесса на получение целевого продукта

Как было упомянуто выше данный процесс относится к гетерогенно-каталитическим процессам и осуществляют в реакторах, наиболее приближенным к реакторам идеального вытеснения. На производстве используют реакторы с неподвижным насыпным слоем катализатора. Однако для проведения реакции подобным образом необходимо на стадии подготовки сырья производить подогрев сырья, т.е. предусмотрен соответствующий узел в технологической схеме.

Данный процесс протекает при температурах 330-400 ⁰С. Анализировать влияние параметров процесса на удельную производительность будем применительно к РИВ.

4.5.1 Анализ влияния параметров процесса гидроочистки на удельную производительность применяемых реакторов

Удельная производительность - это съем готовой продукции с единицы объема реактора в единицу времени. В данном случае перед производством не стоит задача получения сероводорода или углеводородов, образующихся при гидрогенолизе сернистых соединений. Однако, других продуктов в процессе гидроочистки не образуется, и поэтому, для удобства расчетов, в качестве продукта, снимаемого с единицы объема в единицу времени, будем использовать промежуточно образующиеся соединения. Рассматривая реакцию гидрирования тиофена целевым продуктом будет являться сероводород.

На удельную производительность влияют:

? тип реактора;

? сочетание реакторов;

? параметры процесса (начальная концентрация исходных реагентов, мольное соотношение реагентов, адсорбционные коэффициенты гетерогенно-каталитических реакций, степень конверсии, температура).

Для непрерывно действующих реакторов в стационарных условиях работы удельная производительность реактора по сероводороду в реакции (1) (см. п. 4.4) определяется выражением:

где r_T - скорость расходования тиофена в реакции (1).

Далее проанализируем влияние каждой составляющей на удельную производительность РИВ.

4.5.1.1 Влияние начальной концентрации реагентов

Проанализируем влияние начального парциального давления тиофена на удельную производительность РИВ.

Заменяя переменные в уравнении скорости, получим:

Подставляя r_A в выражение для удельной производительности РИВ, получим:

При X_T = 0,9, Ф_H2S = 0,988, _Y = 600, b_T = 23 атм^-1, b_H2S = 13 атм^-1, k₁ = 1,6·10-⁵ моль/(г·атм²·с) график зависимости G_H2S,РИВ = f(P_T0) при температуре 251 єС приведен на рис. 4.6.



Рис. 4.6. Зависимость удельной производительности РИВ от начального парциального давления тиофена

Как видно, с увеличением начального парциального давления тиофена удельная производительность РИВ по сероводороду возрастает.

4.5.1.2 Влияние избытка второго реагента

Выведем зависимость удельной производительности РИВ по сероводороду от кратности избытка второго реагента _Y.

Общее давление смеси:

Откуда

Делая замену Р_T0 в уравнении скорости, получим:



Подставляя в уравнение для удельной производительности РИВ, получим:

При P_общ = 50 атм и температуре 251 єС график зависимости G_H2S,РИВ = f(_Y) приведен на рис. 4.7.

Как видим при увеличении кратности избытка водорода _Y удельная производительность РИВ увеличивается до _Y 700 и далее не изменяется.



Рис. 4.7. Зависимость удельной производительности РИВ

от избытка второго реагента

4.5.1.3 Влияние степени конверсии сырья

Используя ранее выведенное уравнение удельной производительности график зависимости G_H2S,РИВ = f(X_T) при P_общ = 50 атм и температуре 251 єС изображен на рис. 4.8.

Рис. 4.8. Зависимость удельной производительности РИВ от степени конверсии тиофена

Из графика видно, что при увеличении степени конверсии удельная производительность РИВ уменьшается.

4.5.1.4 Влияние температуры

Используя данные табл. 4.1 проанализируем как повышение температуры влияет на удельную производительность в РИВ. Из таблицы видно, что с повышением температуры константа скорости реакции увеличивается. Найдем решение интеграла для РИВ, при котором изменяющимся параметром будет константа скорости, а все остальные параметры будут неизменными. Тогда при:

1) Т = 235 єС, k₁ = 1,5·10^-5 моль/(г·атм²·с) G_H2S,РИВ1 = 1,532·10-⁶ г/(л·с);

2) Т = 251 єС, k₂ = 1,6·10^-5 моль/(г·атм²·с) G_H2S,РИВ2 = 4,389·10-⁶ г/(л·с);

3) Т = 265 єС, k₃ = 1,8·10^-5 моль/(г·атм²·с) G_H2S,РИВ2 = 6,322·10-⁶ г/(л·с).

Как видно, с увеличением температуры в указанных пределах константа скорости гидрирования тиофена увеличивается и удельная производительность РИВ возрастает.

4.5.2 Влияние различных параметров на селективность процесса гидроочистки

Для оптимального осуществления сложных реакций в важнейшее значение приобретает их селективность по целевому продукту - она определяет расход сырья, а следовательно, и экономичность производства. Это не означает, что в данном случае вообще не играет роль удельная производительность реактора, она лишь отступает на второй план по сравнению с простыми реакциями.

При кинетическом исследовании процесса получают дифференциальные уравнения скорости каждой из простых реакций, на основе которых легко составить уравнение дифференциальной селективности по целевому продукту. Для расчета результатов процесса эти уравнения необходимо решить применительно к данному типу реактора.

Если при параллельных, последовательных или более сложных системах реакций их вторые реагенты различны или имеются не на всех стадиях, уравнения селективности усложняются, и общим методом решения становится первоначальное нахождение концентраций веществ с последующим определением селективности процесса.

4.5.2.1 Влияние начальной концентрации реагентов и избытка одного из реагентов

Реакция гидрирования тиофена в первом приближении относится к следующей типичной схеме превращений:

Интегральная селективность для РИВ по продукту B в данном случае будет равна:

Из уравнения видно, что селективность не зависит от начальной концентрации или избытка одного из реагентов, а это означает, что при любых концентрациях исходных веществ селективность реакции по продукту В будет постоянной и зависящей только от степени конверсии реагента А.

4.5.2.2 Влияние степени конверсии сырья

При k₂/k₁ = 12,2·10^-8/1,6·10^-5 = 7.62510^-3 (при 251 єС) график зависимости Ф_B,РИВ = f(X_A) приведен на рис. 4.9.

Из графика видно, что при столь малом соотношении констант скоростей стадий гидрогенолиза тиофена интегральная селективность РИВ по продукту B изменяется в более узком интервале: при увеличении степени конверсии реагента А (в данном случае тиофена) селективность по продукту B (по сероводороду или дивинилу) уменьшается.

Рис. 4.9. Зависимость селективности реакции от степени конверсии

4.5.2.3 Влияние на селективность типа реактора и способа введения реагентов

Сравним селективность для реактора полного смешения (РПС) и реактора идеального вытеснения (РИВ). Соотношение Ф_В,РПС/Ф_В,РИВ равно:

При температуре 251 єС k₂/k₁ = 12,2·10^-8/1,6·10^-5 = 7.62510^-3 график зависимости Ф_В,РПС/Ф_В,РИВ = f(X_А) приведен на рис. 4.10.

Рис. 4.10. Сравнительная эффективность реакторов полного смешения и идеального вытеснения по их селективности при разных степенях конверсии

Из графика видно, что при небольшой степени конверсии различие между реакторами РПС и РИВ не так велико, однако при XА > 1 ФВ,РПС/ФВ,РИВ стремится к нулю. Это означает, что при падающей кривой в окрестности XА > 1 селективность реактора полного смешения будет уменьшаться более быстро, чем селективность РИВ. Отсюда следует, что наибольшая селективность может быть достигнута при использовании реактора идеального вытеснения. Реактор полного смешения не подходит еще и потому, что процесс протекает в газо-жидкостной фазе.

Кроме типа реактора на распределение концентраций по объему аппаратов, а следовательно и на селективность сложных реакций влияет способ введения реагентов или направление потоков. Поскольку для данной схемы превращений наиболее оптимальным для селективности будет использование реактора идеального вытеснения, то ввод реагентов в РИВ должен идти прямотоком по схеме, указанной на рис. 4.11.

Рис. 4.11. Способ введения реагентов в реактор идеального вытеснения

4.5.2.4 Влияние на селективность температуры реакции

Для анализа влияния температуры на селективность реакции воспользуемся данными таблицы 4.1. Рассчитаем селективность реакции по продукту B в РИВ до степени конверсии Х_А = 0,9 при различных константах k₁ и k₂ которые возрастают с повышением температуры реакции. .

1) При Т = 235 єС: k₁ = 1,5·10^-5 моль/(г·атм²·с), k₂ = 3,0·10^-8 моль/(г·атм·с), тогда Ф_В,РИВ = 0,997;

2) При Т = 251 єС: k₁ = 1,6·10^-5 моль/(г·атм²·с), k₂ = 12,2·10^-8 моль/(г·атм·с), тогда Ф_В,РИВ = 0,988;

3) При Т = 265 єС: k₁ = 1,8·10^-5 моль/(г·атм²·с), k₂ = 24,4·10^-8 моль/(г·атм·с), тогда Ф_В,РИВ = 0,979.

Как видно, с ростом температуры селективность реакции снижается.

4.6 Выбор конструкции реактора

Произведем анализ конструкции реактора, работающего на промышленном аналоге на соответствие требованиям нового способа.

Для гидроочистки дизельных фракций используется реактор:

1) Односекционный;

2) С неподвижным слоем катализатора;

3) С непрерывной подачей сырья;

4) С аксиальным вводом сырья (сверху вниз).

Реактор представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат, диаметр и высота которого составляют 2000 мм и 17 200 мм соответственно. Внутренний объем реактора - 57 м³; расчетное давление - 6,0 МПа; рабочее давление - 5,3 МПа; максимально допустимая рабочая температура стенок - 440 єС; рабочая температура среды - 330…400 єС; общая масса реактора - 73 830 кг. Реактор работает без внутренней футеровки в адиабатическом режиме.

Корпус и днища реактора выполняют из двухслойной стали 12ХМ + 08X18H10T и рассчитывают на прочность по источнику давления, поэтому предохранительные клапаны не устанавливают.

На схеме позициями обозначены: 1 - крышка реактора; 2 -штуцер зональной термопары; 3 - штуцер входной; 4 - гаситель потока; 5 - штуцер выгрузки катализатора; 6 - выходной штуцер; 7 - днище; 8 - юбка; 9 - гильза термопары; 10 - термопара; 11 - корпус; 12 - штуцер монтажный; 13 - распределительные тарелки и корзины; 14 - ребра жесткости; 15 - сборник.

Для вывода о пригодности существующей конструкции реактора требованиям нового способа необходимо провести его конструктивно-функциональный анализ (табл. 4.3). Из таблицы видно, что данный реактор по своим конструктивным характеристикам имеет ряд преимуществ и ряд неизбежных недостатков. Однако использование реактора данного типа позволяет проводить процесс до заданной степени конверсии при заданной активности катализатора, и поэтому может быть использован для реализации нового способа.

Так как новый способ подразумевает использование системы двух, посекционированно расположенных катализаторов ГКД-202 и НВС-А, то и требования к режиму для этих катализаторов будут иными. В табл. 4.4. представлено сравнение технологических режимов для старого и нового способов.

4.6.1 Требования к температуре

Как видно на промышленном аналоге температура реакции поддерживается в интервале 330-400 єС в зависимости от вида очищаемого сырья. Новый катализатор, ориентированный на очистку фракции 250-340 єC эффективно работает с размахом температуры в 30 єС. Трубчатая печь, используемая для нагрева газосырьевой смеси перед входом в реактор позволяет поддерживать температуру с точностью до 20-23 єС, поэтому она вполне подходит для реализации режима по новому способу.

Таблица штуцеров и люка

Обозн.	Наименование	Кол.	Проход условный, мм	Давление условное
				МПа	кгс/см2
А	Ввод сырья	1	300	10	100
Б	Вывод продукта	1	300	10	100
В	Выгрузка катализатора	1	200	10	100
Г	Люк-лаз	1	500	10	100
Д	Штуцер зональной термопары	3	100	10	100
Е1-2	Штуцер монтажный	2	-	-	-

Таблица 4.3. Конструктивно-функциональный анализ односекционного реактора

Элемент ТО	Функции элемента ТО	Недостатки элемента ТО
№ спец.	Наименование
1	Крышка реактора	1. Обеспечивает герметичность реактора; 2. Несет на себе патрубки.	Сложность отсоединения от реактора.
2	Штуцер зональной термопары	Служит для установки гильзы термопар.	Позволяет устанавливать только одну гильзу
3	Штуцер входной	Подводит сырье в объем реактора.	1. Постоянный диаметр; 2. Жестко приварен к крышке реактора.
4	Гаситель потока	1. Служит для предотвращения размывания верхнего слоя насадки; 2. Защищает распределительные форсунки от эрозии путем снижения кинетической энергии газо-сырьевого потока при ударе об отбойные пластины;	Увеличивает напор в нагнетательном трубопроводе.
5	Штуцер для выгрузки катализатора	Предназначается для выгрузки катализатора для его замены	1. Постоянный диаметр; 2. Невозможность выгрузки катализатора в результате его слеживания или спекания.
6	Штуцер выходной	Выводит продукты реакции из объема реактора.	1. Постоянный диаметр; 2. Жестко приварен к корпусу реактора..
7	Днище реактора	Несет на себе патрубки, штуцера, закрепляет гаситель потока, служит емкостью для загрузки фарфоровых шаров.	Не позволяет производить выгрузку фарфоровых шаров через штуцер выгрузки катализатора
8	Опорная лапа	1. Закрепляет реактор на металлической этажерке; 2. Способствует гашению колебаний реактора.	Укрепляет реактор только в нижней его части
9	Гильза термопары	1. Является защитной оболочкой для термопар; 2. Имеет возможность установки множества термопар по высоте гильзы;	Позволяет регистрировать температуру только по высоте одной линии, а не по всему объему слоя катализатора.
10	Термопара	Преобразует тепловой сигнал в электрический, что позволяет регистрировать температуру на щите.	1. Не являются вибротряскоустойчивыми и ударопрочными, что делает необходимым заключать их в оболочку; 2. Регистрируют температуру только в одной точке.
11	Корпус реактора	1. Является емкостью реакционной массы и катализатора; 2. Носителем монтажных штуцеров, крышки, ребер жесткости и других деталей.	1. Мертвые зоны в объеме реактора; 2. Корпус подвержен коррозии.
12	Штуцер монтажный	Является строповым элементом реактора, позволяет производить укрепление реактора с помощью крана на монтажной арматуре.
13	Распределительные тарелки и корзины	1. Способствуют равномерному распределению жидкой фазы над слоем катализатора; 2. Улавливают продукты коррозии; 3. Выравнивают скорости потока газосырьевой смеси.	1. Сложность конструкции; 2. Не полная равномерность распределения потока.
14	Ребра жесткости	Придают обечайке реактора повышенную прочность и устойчивость к дополнительным нагрузкам	1. Дополнительная металлоемкость; 2. Увеличивают гидравлическое сопротивление слоя.

Элемент ТО	Функции элемента ТО	Недостатки элемента ТО
№ спец.	Наименование
15	Сборник	Предотвращает унос катализатора из реактора с продуктами реакции	1. Увеличивает гидравлическое сопротивление на выходе; 2. Засоряется катализатором.

Таблица 4.4. Сравнение старых и новых требований к технологическому режиму гидроочистки дизельных фракций

Режим	ГП-534	Система из ГКД-202 и НВС-А
1. Температура, єС 2. Давление, МПа 3. Объемная скорость подачи сырья, ч-1 4. Кратность циркуляции водородсодержащего газа, л/л	330 - 400 4 - 5 0,5 - 1,2 600	340 - 370 2,9 - 3,2 3,8 - 4,5 450

4.6.2 Требования к давлению и кратности циркуляции ВСГ

Известно, что повышение давления в системе способствует более полному гидрообессериванию, в новом способе его значение понижено почти в полтора раза. Это имеет свои преимущества, в частности снижается опасность разгерметизации оборудования и последствий, возникающих при этом. К тому же меньший расход водорода снижает затраты на его регенерацию. Но для обеспечения меньшего расхода водорода необходимо отрегулировать его подачу в тройник смешения и уменьшить расход моноэтаноламина для его регенерации.

4.6.3 Требования к объемной скорости подачи сырья

Для промышленного аналога при 42 м³ загрузки катализатора и объемного расхода жидкого сырья 24 м³/ч объемная скорость подачи составляет 0,57 ч^-1. Катализатор гидроочистки ГКД-202 позволяет проводить процесс при средней скорости 4,150 ч^-1, тогда его суммарный загрузочный объем при том же расходе составит 5,783 м³. Поскольку предлагается использовать систему из двух катализаторов, а катализатор гидрирования НВС-А эффективно работает при тех же условиях, то его загрузочный объем будет таким же, как и объем катализатора гидроочистки ГКД-202. Суммарный объем загружаемых катализаторов составит около 12 м³. Аналоговый реактор, объемом 57 м³, разумеется, для этих целей не подойдет, в таком случае необходима полная замена реактора на реактор требуемого объема.

Система из двух катализаторов заставляет перейти от одного к двухсекционированному реактору. При этом катализатор гидроочистки необходимо разместить в первой (верхней) секции, а катализатор гидрирования во второй (нижней).

Высокий тепловой эффект реакций, преимущественно из-за гидрирования непредельных и ароматических углеводородов, может вызвать увеличение температурного градиента по слою катализатора. В таком случае, увеличится доля побочных реакций дегидрирования, конденсации и уплотнения, что приведет к закоксовыванию пор катализатора, тем самым, уменьшится цикл его работы. Для решения этой проблемы между секциями в качестве хладагента следует подавать циркулирующий в системе холодный водородсодержащий газ, который также выполняет роль основного реагента. Выбранные условия ведения процесса гидроочистки способствуют подавлению нежелательных вторичных реакций, что позволяет осуществлять процесс в проточном, циклично действующем реакторе с неподвижным слоем катализатора.

Таким образом, реактор гидроочистки, используемый на производстве-аналоге по многим показателям не подходит для реализации процесса по новому способу. Однако с конструктивной точки зрения, реактор с аксиальным вводом сырья позволяет проводить процесс до заданной степени конверсии, следовательно, нет необходимости производить его замену на реактор с радиальным вводом. Согласно требованиям к режиму данный реактор способен работать в новых условиях, но, вследствие высокой производительности новых катализаторов и прежней производительности по сырью, объем катализаторного пространства будет значительно меньше, что делает необходимым установить реактор меньшего объема с посекционированным размещением катализаторов и одновременной подачей холодного квенчинг-газа между секциями.

5. ЗАДАНИЕ НА ПРОЕТИРОВАНИЕ ОСНОВНОЙ ПОДСИСТЕМЫ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ПРОЦЕССА

Таблица 5.1. Задание на проектирование к междисциплинарному курсовому проекту

Перечень основных данных и требований	Конкретные данные
1. Основание для проектирования.	Учебный план по специальности 2504 и распоряжение по кафедре от 1.09.2006
2. Цель проектирования. Способ достижения цели и отличительные особенности его от аналога.	Тема проекта: Гидроочистка дизельных фракций с целью получения основ гидравлических масел. Целью данного проектирования является поиск нового технического решения, направленного на повышение качества гидравлических масел, путем модернизации процесса гидроочистки исходного сырья; выбор эффективного способа, позволяющего глубоко очищать сырье от сернистых, азотистых соединений, смол и ароматических углеводородов; формирование новой технологической схемы, путем частичной реконструкции схемы промышленного аналога на соответствия требованиям нового способа. Предложен способ применения системы из двух высокоактивных катализаторов: ГКД-202 - катализатора гидроочистки и НВС-А - катализатора гидрирования, отличающихся от ГП-534 (аналога) повышенной активностью к гидрогенолизу сернистых, азотистых соединений, удалению смол и ароматических углеводородов. Новая катализаторная система требует посекционированного ее расположения в реакторе гидроочистки и отличается повышенной прочностью гранул, большим сроком службы и периодом регенерации. Требует изменения режима процесса, в частности уменьшения давления и более узкого температурного интервала. Позволяет проводить процесс при большей объемной скорости подачи сырья и меньшей циркуляции водородсодержащего газа. Использование взамен фарфоровых шаров фарфоровых цилиндров позволило снизить попадание механических примесей на внешнюю поверхность катализатора гидроочистки, улучшить распределение сырьевого потока по объему реактора, а также на 20-25 % снизить перепад давления по высоте реактора. Активация катализатора гидроочистки комбинированным способом, заключающаяся в осернении элементарной серой и сернистого дистиллятного сырья, сильно повышает его активность. Осернение катализатора гидрирования перед началом работы не требуется, поскольку он состоит из сульфидов никеля и вольфрама, нанесенных на пористый носитель - оксид алюминия.
3. Мощность проектируемого объекта	125 798,4 т/год
4. Элемент (узел, стадия) требующие детальной проработки	1. Стадия подготовки сырья. На данной стадии обеспечить нагревание сырья в интервале 340 - 370 єС вместо 330 - 400 єС, а также уменьшить кратность смешения сырья с ВСГ (450 вместо 600). 2. Реактор гидроочистки уменьшить в объеме, так как новая катализаторная система загружается в объеме около 12 м3, вместо 42 м3, потому что позволяет проводить процесс при большей объемной скорости подачи сырья: 3,8-4,5 ч-1, вместо 0,5-1,2 ч-1 при неизмененном расходе сырья (24 м3/ч). 3. Катализаторы гидроочистки и гидрирования расположить по секциям: ГКД-202 - в верхней, а НВС-А - в нижней. 4. Осуществить подачу холодного квенчинг-газа (ВСГ) между секциями для снижения температурного градиента по слою катализатора.

Перечень основных данных и требований	Конкретные данные
4.1. Характер изменений - реконструкция (полная, частичная), модернизация, техническое перевооружение, другие варианты	1. На стадии подготовки сырья произвести корректировку работы трубчатой печи на заданную температуру (360 25 єС); 2. Реактор рассчитать и заменить на реактор меньшего объема; 3. Произвести расчет и подбор оборудования вспомогательных стадий.
5. Синтез новой технологической схемы и описание ее работы (узла, стадии, установки, линии и т.д.)	Синтез новой технологической схемы выполнить путем частичной реконструкции схемы промышленного аналога, в частности стадии подготовки сырья, стадии гидрогенолиза и стадии выделения и очистки гидрогенизата. Характер внутренних связей и их структуру оставить прежними. На стадии гидрогенолиза по новому способу при давлении 2,9 - 3,2 МПа, температуре 340 - 370 єС, объемной скорости подачи сырья 3,8 - 4,5 ч-1 и кратности циркуляции ВСГ 450 обеспечить эффективное протекание процесса гидроочистки с глубоким удалением серы, смол и ароматических углеводородов.
6. Выполнить технологические и конструктивно-механические расчеты следующих аппаратов	1) Реактор гидроочистки.
6.1. Подобрать на основании исходных данных основное и вспомогательное оборудование	1) Теплообменники; 2) Колонна стабилизации.
7. Представить графическую часть в объеме формата А1	1. Технологическая схема; 2. Чертеж основного аппарата - реактора гидроочистки; 3. Компоновка оборудования; 4. Компоновочный чертеж реакторного блока; 5. Генеральный план.

6. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

6.1 Характеристика сырья, вспомогательных веществ, материалов и готового продукта (табл. 6.1)

Таблица 6.1. Характеристика сырья, вспомогательных веществ, материалов и готового продукта [36]

Наименование	Номер ГОСТ, ОСТ, ТУ или СТП ПР	Показатели качества, подлежащие проверке	Норма по нормативному документу
1. Дизельная фракция 250 - 340 єС.	--	1.1. Плотность, г/см3	0,842
		1.2. Фракционный состав Н.К. 5% 10% 20% 30% 40% 50% 60% 70% 80% 90% 95% К.К.	249 єС 258 єС 266 єС 273 єС 280 єС 285 єС 291 єС 297 єС 303 єС 311 єС 323 єС 331 єС 339 єС
		1.3. Вязкость при 50 єС, сСт	3,22
		1.4. Содержание азота, ppm	43,49
		1.5. Содержание серы, % (масс.)	0,2
		1.6. Содержание суммы ароматических углеводородов, % (масс.)	24,64
		1.7. Температура застывания, єС	-18
2. Газ водородсодержащий концентрированный	СТП 019902-401100-2003	2.1. Содержание водорода, % (об.), не менее	90,0
		2.2. Содержание углеводородов С4 и выше, % (масс.), не более	--
		2.3. Содержание сероводорода, % (об.), не более	0,001
		2.4. Содержание влаги, % (масс.), не более	0,015
		2.5. Содержание оксидов углерода (СО+СО2), ppm, не более	20,0
		2.6. Содержание хлоридов, ppm, не более	--
3. Катализатор гидроочистки ГКД-202	ТУ 38.101806-82	3.1. Содержание активных компонентов катализатора, % (масс.), в пределах -- оксид молибдена (MoO3) -- оксид никеля (NiO) -- оксид кобальта (CoO)	12,0-13,0 3,0-3,5 0,5-1,0
		3.2. Содержание примесей, % (масс.), в пределах -- железа (Fe) -- оксид натрия (Na2O)	0,06-0,08 0,15-0,25

Наименование	Номер ГОСТ, ОСТ, ТУ или СТП ПР	Показатели качества, подлежащие проверке	Норма по нормативному документу
		3.3. Индекс прочности, кг/мм, в пределах	2,5-3,5
		3.4. Удельная поверхность, м2/г, в пределах	200-220
		3.5. Насыпная плотность, г/см3, в пределах	0,55-0,75
		3.6. Форма гранул	Трилистник
		3.7. Диаметр гранул, мм, в пределах	1,6-3,5
4. Катализатор гидрирования НВС-А	ДК-04-21303-30-2003	4.1. Содержание компонентов катализатора, % (масс.), в пределах -- никеля -- вольфрама -- серы	15,5-16,5

Подобные документы

• Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

  Характеристика нефти, фракций и их применение. Выбор и обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти. Расчет материального баланса установки гидроочистки дизельного топлива. Расчет теплообменников разогрева сырья, реакторного блока, сепараторов.
  
  курсовая работа [178,7 K], добавлен 07.11.2013
  

• Установка гидроочистки дизельного топлива

  Технологический расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива. Научно-технические основы процесса гидроочистки. Концентрация водорода в циркулирующем газе. Реакции сернистых, кислородных и азотистых соединений. Автоматизация процесса.
  
  курсовая работа [46,0 K], добавлен 06.11.2015
  

• Технологическая линия производства кукурузного масла

  Разработка проекта технологической линии по производству кукурузного масла. Характеристика продукта, ассортимента, показателей качества и сырья, применяемого в производстве. Подбор технологического оборудования и анализ оптимальной технологической схемы.
  
  курсовая работа [1,5 M], добавлен 22.12.2010
  

• Расчет и проектирование средств измерений в производстве сливочного масла

  Анализ аппаратурно-технологической схемы производства сливочного масла методом преобразования высокожирных сливок. Обработка данных прямых измерений. Разработка карты метрологического обеспечения производства и контроля качества готовой продукции.
  
  курсовая работа [217,2 K], добавлен 08.05.2011
  

• Автоматизация колонны стабилизации

  Описание технологического процесса гидроочистки. Текущий уровень автоматизации стабилизационной колонны. Выбор средств автоматики, исполнительных механизмов и регулирующих органов. Повышение коэффициента оборудования. Улучшение качества регулирования.
  
  курсовая работа [41,5 K], добавлен 30.12.2014
  

• Производство крестьянского масла

  Физико-химические и органолептические показатели масла крестьянского. Характеристика сырья, вспомогательных материалов и товаров. Технико-химический и микробиологический контроль производства. Продуктовый расчет молочного завода. Ассортимент продукции.
  
  курсовая работа [99,4 K], добавлен 25.11.2014
  

• Схема глубокой переработки нефти и установка гидроочистки

  Характеристика нефти и ее основных фракций. Выбор поточной схемы глубокой переработки нефти. Расчет реакторного блока, сепараторов, блока стабилизации, теплообменников подогрева сырья. Материальный баланс установок. Охрана окружающей среды на установке.
  
  курсовая работа [446,7 K], добавлен 07.11.2013
  

• Технология производства сливочного масла

  Автоматизация технологических процессов производства в молочной промышленности. Процесс сбивания сливок и образование масляного зерна. Механическая обработка масла. Схема производства масла методом сбивания. Описание элементов контура регулирования.
  
  курсовая работа [236,3 K], добавлен 14.01.2015
  

• Производство аирного эфирного масла

  Переработка аира на эфирномасличных заводах Украины. Зависимость уровня производства эфирного масла от объема заготовок сырья. Технологическая схема производства, описание схемы его автоматизации с целью снижения затрат и получения максимальной прибыли.
  
  реферат [60,2 K], добавлен 26.02.2013
  

• Энергетические масла. Компрессорные

  Смазочные материалы: виды и требования к ним. Масла для поршневых и ротационных компрессоров. Масла для холодильных машин, их химическая стабильность. Агрессивность смесей хладагента. Компрессорные масла, с химической точки зрения, особенности его замены.
  
  контрольная работа [2,9 M], добавлен 10.01.2014
  

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам