, (2.17)

, (2.18)

где G - суммарное количество реакционной смеси, % масс.;

- средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж/(кг*К);

?S, ?С_н - количество серы и непредельных, удаленных из сырья, % масс.;

t, t₀ - температуры на входе в реактор и при удалении серы ?S, °C;

q_s, q_н - тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг

При оптимизации t₀ учитывают следующие два фактора, действующие в противоположных направлениях: с повышением t₀ уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ?S но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактивации катализатора, и следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большим простоем установки за календарный год.

Температура на входе в реактор t₀ = 370 °С.

Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 116,412 % масс. (таблица 2.6).

Количество серы, удаленное из сырья ?S = 0,955 % масс.

Количество удаляемых непредельных соединений сырья ?С_н=0 % масс.

Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) составит:

Q_S = ?q_Si·g_Si, (2.19)

где q_Si - тепловые эффекты гидрогенолиза сераорганических соединений, кДж/кг [22, с.143];

g_Si - количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.).

Q_S =0,05·2100+0,35·3500+0,09·4800+ (0,47-0,005) ·8700 =5 807,5 кДж.

Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов Qг.н =0.

Среднюю теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа находят на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (таблица 2.7).

Таблица 2.7 - Теплоемкость индивидуальных компонентов циркулирующего водородсодержащего газа

Показатель	Компонент
	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
cР, кДж/(кг·К)	14,570	3,350	3,290	3,230	3,180
cР, кДж/(кг·°С)	3,480	0,800	0,786	0,772	0,760

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа можно найти по формуле:

С_ц = ? c_Рi · y_i, (2.20)

где c_Рi - теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж/(кг·К);

y_i - массовая доля каждого компонента в циркулирующем водородсодержащем газе (см. таблицу 2.5).

С_ц = 14,57·0,192+3,35·0,427+3,29·0,201+3,23·0,103+3,18·0,077 = 5,467 кДж/(кг*К).

Энтальпию паров сырья при 370 °С определяют по графику
[21, с. 333], для = 0,835 I³⁷⁰ = 1 155 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика, представленного на рисунке 1.14 [21, с. 60]:

, (2.21)

где Т_ср - среднемолекулярная температура кипения, К.

Т_ср определяется в зависимости от М и с графически

Т_ср =245 [c.18].

Т_кр = 720 К [21, с.60].

Приведенная температура равна

Т_пр = (370+273)/720= 0,893

Приведенное давление:

Р_пр = Р/Р_кр, (2.22)

Р_пр = 4/4,29 = 0,93.

Для найденных значений Т_пр и Р_пр, по рис 1.17 [21, с. 63] получаем

? I·М/ Т_кр = 25,140 кДж/(кмоль·К)

?I = 7,28·Т_кр/М = 7,28·4,2·675/195 = 92,82 кДж/ кг

I³⁷⁰_с = I_с -?I = 1 155 -92,82 = 1062,18 кДж/кг.

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление:

С_с= I³⁷⁰_c/(t+273) (2.23)

С_с=1062,18/(370+273)= 1,65 кДж/(кг·К)

Средняя теплоёмкость реакционной смеси:

= (С_с·100 + С_ц·16,412)/G (2.24)

= (1,65·100+ 5,467·16,412)/ 116,412= 2,19 кДж/(кг·К).

Температура на выходе из реактора:

t = 370+ (5 807,5 + 0)/( 116,412·2,19) = 393 єС.

2.2.8 Расчёт размеров реактора гидроочистки

2.2.8.1 Требуемый объём катализатора

Требуемый объём катализатора находится по формуле:

(2.25)

где -- расход сырья в кг/ч; = 245 098,04

-- объёмная скорость подачи сырья, ч.

n -- количество реакторов ( n = 1)

= 245098,04 / (835 • 3 • 1) = 97,84 м³



2.2.8.2 Геометрические размеры реактора

Принимаем цилиндрическую форму реактора и соотношение высоты к диаметру равным 2:1 или H = 2*D. Тогда

(2.26)

Диаметр реактора равен

(2.27)

Принимаем D =2,5 м.

2.2.8.3 Высота слоя катализатора в реакторах

Высота слоя катализатора составляет

Н_кат = 2·D = 2·3,5 =5,0 м.

Высота цилиндрической части реактора

h_цил=3·Н_кат/2=3·5,0/2= 7,5 м

Общая высота реактора:

Н= h_цил + D_р = 7,5 + 2,5 = 10,0 м. (2.28)

Приемлемость размеров реактора вследствие потери напора в слое катализатора дополнительно проверяется гидравлическим расчётом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2 - 0,3 МПа.

2.2.8.4 Расчёт потери напора в слое катализатора

Потеря напора в слое катализатора вычисляется по формуле:

(2.29)

где Н - высота слоя катализатора, м;

- порозность слоя;

- линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, м/с;

- динамическая вязкость, Па*с;

- средний диаметр частиц, м;

- плотность газа, кг/м³;

- ускорение свободного падения, м/с².

Порозность слоя вычисляется следующим образом:

, (2.30)

где - насыпная плотность катализатора, равная 640 г/м³;

- кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м³.

Таким образом: = 1 - 640/1210 = 0,48.

(2.31)

Линейная скорость потока равна

где V_см - объём реакционной смеси, включающий объём сырья V_c, и объём циркулирующего водородсодержащего газаV_ц, т.е.

Размещено на http://www.allbest.ru/

V_см = V_c + V_ц, (2.32)

где - расход сырья в реактор, кг/ч;

- молекулярная масса сырья, кг/кмоль;

- средняя температура в реакторе, °С;

- коэффициент сжимаемости 1,0;

- давление в реакторе, МПа;

Средняя температура в реакторах, может быть вычислена следующим образом:

(370+395)/2 = 382,5 °С

Тогда

(2.34)

где - коэффициент сжимаемости, для газа, значительно разбавленного водородом = 1,0;

- расход циркулирующего ВСГ в реактор, кг/ч;

- молекулярная масса газа, кг/кмоль.

= 1 690,06 + 6 166,29= 7 856,35 м³ /ч

u = 4 · 7 856,35 /(·3,4²·3600) = 0,240 м/с

Динамическая вязкость смеси определяется по её средней молекулярной массе:

(2.35)

По уравнению Фроста [22, с.4] находим динамическую вязкость:

(2.36)

кг·с/м²

Средний диаметр d=0,004м. Плотность реакционной смеси в условиях процесса равна:

Таким образом,

?Р = 441,02·5= 2205,1 кгс/м²=0,022 МПа

Так как потеря напора в слое катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2-0,3 МПа, то к проектированию принимаем ранее рассчитанную форму реактора.



2.2.9 Регенерация катализатора гидроочистки

Исходные данные:

- количество отложений на катализаторе 4,5 % масс. Состав отложений, % масс.: С - 81; S - 10, Н₂ - 9;

- отложения сгорают полностью с образованием СO₂, SO₂ и Н₂О соответственно;

- предельно допустимая температура разогрева катализатора при регенерации составляет 570°С;

- остаточное содержание кислорода в газе регенерации 0,5 % масс.

Необходимо определить расход и состав газа регенерации для полного удаления отложений без перегрева катализатора, а также продолжительность регенерации.

Количество кислорода, теоретически необходимое для полного сжигания 1 кг отложений, равно:

- до С0₂ 0,81 · 32/12 =2,16 кг;

- до SО₂ 0,13 · 2/32 = 0,1 кг;

- до Н₂О 0,09 · 16/2 = 0,72 кг.

Итого теоретическая потребность кислорода составляет 2,98 кг на 1 кг отложений.

Количество газа регенерации для выжига 1 кг отложений:

, (2.38)

где - массовая доля кислорода в исходном газе регенерации;

0,005 - то же, в газе после регенерации.

Искомые значения и находят из теплового баланса регенерации:

Если пренебречь потерями тепла в окружающую среду, тепловой баланс регенерации 1 кг отложений запишется в следующем виде:



, (2.39)

где , - температуры газа на входе и выходе из реактора, °С;

- средняя теплоемкость газа регенерации, кДж/(кг•К) (принимается равной теплоемкости азота 1,025 кДж/(кг•К));

- массы газа на входе и выходе из реактора, кг ( = 1 так как тепловой баланс составляется на 1 кг отложений);

- тепловой эффект реакции сгорания отложений, кДж/кг.

В уравнении теплового баланса величиной можно пренебречь, так как эта величина обычно на два порядка меньше тогда можно записать:

(2.40)

Величину вычисляют по формуле Менделеева:

= 4,19•(81•C + 246•H + 26•(S - O)) (2.41)

= 4,19·(81·81 + 246·9 + 26·10) = 37856,65 кДж/кг.

Принимаем максимально допустимую температуру на выходе из реактора t= 570 °С, на входе в реактор tо = 450 °С.

Размещено на http://www.allbest.ru/

(2.42)

Концентрация кислорода в инертном газе равна:

, (2.43)

.

Таким образом, концентрация кислорода в инертном газе должна быть около 1,5 % масс.; остальные компоненты: N₂ ? 82 … 86 % масс.,

СО₂ ? 7 … 10 % масс., SO₂ ? 2 … 4 % масс.

Общий объём газа, подаваемого на регенерацию, приведённый к нормальным условиям , вычисляют по уравнению:

, (2.44)

где , - объём катализатора в реакторе (м³) и его плотность (кг/м³);

0,085 - количество отложений в долях от массы катализатора;

- расход газов регенерации, кг/кг;

Таким образом:

.

Требуемая мощность циркуляционных компрессоров составляет:

, (2.45)

где - кратность циркуляции водородсодержащего газа, нм³/м³.

Тогда:

м³/ч

Если кинетические факторы не лимитируют [25] процесс регенерации, минимальная продолжительность регенерации составит:

(2.46)



2.3 Расчёт сепаратора высокого давления

2.3.1 Исходные данные для расчёта

Задача расчёта - определение доли отгона реакционной смеси, которая поступает из реактора в сепаратор высокого давления.

Для определения доли отгона необходимо рассчитать константы фазового равновесия всех компонентов реакционной смеси, которые входят в водородсодержащий газ, углеводородный газ и гидрогенизат.

Состав углеводородных газов представлен в таблице 2.8.

Таблица 2.8 - Принимаемый состав углеводородных газов

Компоненты	Массовые доли	кг/час
Н2 СН4 С2Н6 С3Н8 С4Н10	0,093 0,435 0,258 0,115 0,099	426,25 1993,75 1182,50 527,08 453,75
Итого	1,000	4 583,33

Состав циркулирующего водородсодержащего газа обозначен в таблице 2.9.

Таблица 2.9 - Состав циркулирующего водородсодержащего газа

Компоненты	Массовые доли	кг/час
H2 СН4 С2Н6 С3Н8 С4Н10	0,192 0,427 0,201 0,103 0,077	6691,76 14 882,21 7 005,44 3 589,85 2 683,68
Итого	1,000	34 852,94

Состав входящих в сепаратор потоков представлен в таблице 2.10.



Таблица 2.10 - Состав входящих в сепаратор потоков

Компонент	кг/ч	Массовые доли
H2 СН4 С2Н6 С3Н8 С4Н10 H2S Бензин ДТ	7 118,01 16 875,96 8 187,94 4 116,93 3 137,43 2 486,98 2 340,69 239 938,73	0,025 0,059 0,029 0,014 0,011 0,009 0,008 0,844
Всего	284 202,67	1,000

Режим работы сепаратора принимаем: Т = 40°С = 313К; Р = 4 МПа.

2.3.2 Расчёт доли отгона на входе в сепаратор высокого давления

Расчёт доли отгона производится методом подбора из условия:

, (2.47)

где , - мольные доли компонентов в сырье и жидкой фазе, соответственно;

- массовая доля отгона;

- константа фазового равновесия при температуре и давлении в сепараторе.

Поскольку в сепараторах поддерживается давление выше атмосферного, то расчет констант фазового равновесия компонентов необходимо проводить с поправкой на это давление.

Значение для Н₂, HS и углеводородов С₁ - С₄ находим по номограмме [21, рисунок 2.29]:

, , , , , .



2.3.2.1 Константа фазового равновесия бензина

Константа фазового равновесия определяется через фугитивность.

, (2.48)

, (2.49)

, (2.50)

где - коэффициенты активности жидкой и паровой фаз соответственно.

Средняя температура кипения:

t= (t_HK +t_KK)/2 = (28+180)/2 = 104C

Молекулярная масса рассчитывается по формуле Воинова:

М = 60 + 0,3•t + 0,001•t², (2.51)

где t - средняя температура кипения фракция, °С.

M = 60 + 0,3 * 104 + 0,001 * 104² = 107 кг/кмоль.

Плотность фракции при 15 °С:

с¹⁵₁₅=1,03*107/(107+44,29)=0,729

Характеризующий фактор по уравнению (2.29):

Т_кр=566 К, t_ср=114 [23, график 1.12]

Критическое давление:

МПа;

;

.

Для значений и находим коэффициент активности пара [21, с. 61]: .

Фугитивность паров:

МПа

Давление насыщенных паров бензина находим по формуле Ашворта:

, (2.52)

, (2.53)

где - давление насыщенных паров;

- температура однократного испарения °С;

- средняя температура кипения фракции °С.

, (2.54)

;

;

Па = 0,0089 МПа.

Приведённое давление:

.

Для значений МПа и находим коэффициент активности жидкости .

МПа.

Константа фазового равновесия бензина при 40 °С и 4,0 МПа:

Исходные данные для расчёта доли отгона для холодного сепаратора высокого давления (Т = 40 °С; Р = 4,0 МПа) сводим в таблицу 2.11.

2.3.2.1 Константа фазового равновесия ДТ

Константа фазового равновесия определяется через фугитивность.

Средняя температура кипения ДТ:

t= (t_HK +t_KK)/2 = (180+350)/2 = 265C

Молекулярная масса рассчитывается по формуле Воинова:

М = 60 + 0,3•t + 0,001•t², (2.55)

где t - средняя температура кипения фракция, °С.

M_ДТ = 60 + 0,3 * 265 + 0,001 *265² = 217 кг/кмоль.

Плотность фракции при 15 °С :

с¹⁵₁₅=1,03*217/(217+44,29)=0,856

Характеризующий фактор:

Т_кр=742, t_ср=265⁰C [21, график 1.12]

Критическое давление:

МПа

;

.

Для значений и находим коэффициент активности пара [21, с. 61]: .

Фугитивность паров:

МПа

Давление насыщенных паров бензина находим по формуле Ашворта:

,

,

Па = 0,0032МПа.

Приведённое давление:

.

Для значений МПа и находим коэффициент активности жидкости:

[21, с. 61].

МПа.

Константа фазового равновесия ДТ при 40 °С и 3,8 МПа:

Исходные данные для расчёта доли отгона на ЭВМ для холодного сепаратора высокого давления (Т = 40 °С; Р = 4 МПа) сводим в таблицу 2.11.

Таблица 2.11 - Исходные данные расчета доли отгона

Компонент	М, кг/кмоль	Масса, кг	Массовая доля	КР
H2	2	7118,01	0,025	50
СН4	16	16875,96	0,059	55
С2Н6	30	8187,94	0,029	10
С3Н8	44	4116,93	0,014	3
С4Н10	58	3137,43	0,011	1
H2S	34	2486,98	0,009	2
Бензин	107	2340,69	0,008	0,0062
ДТ	218	239938,7	0,844	0,0031
Итого		284202,67	1,0000

Мы задаемся значением доли отгона е и рассчитываем мольные доли компонентов в жидкости до тех пор, пока сумма этих компонентов не будет равна 1 ± 0,001. Результаты расчета доли отгона приведены в таблице 2.12.

Рассчитанная мольная доля отгона равняется е = 0,80663.

Результаты расчёта доли отгона:

- входит в сепаратор 284 202,67кг/ч;

- температура 40 °С;

- давление Р = 4,0 МПа;

My = = 8,5871 кг/кмоль;

Mx = = 198,3795 кг/кмоль.

Таблица 2.12 - Результаты расчета доли отгона

Значения	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10	H2S	Б	ДТ	У
Масса	7118,01	16875,96	8187,94	4116,93	3137,43	2486,98	2340,69	239938,7	284202,67
Мi	2	16	30	44	58	34	107	208	-
XFi	0,025	0,059	0,029	0,014	0,011	0,009	0,008	0,844	1
Кi	50	55	10	3	1	2	0,0062	0,0031	-
t ср.	-	-	-	-	-	-	104	265	-
X/M	0,013	0,004	0,001	0,000	0,000	0,000	0,000	0,004	0,022
Х'	0,567	0,167	0,044	0,014	0,009	0,012	0,003	0,184	1
fi	-	-	-	-	-	-	5,25	2,77	-
Pi	-	-	-	-	-	-	0,0014	0,0008	-
с1515	-	-	-	-	-	-	0,729	0,856	-
Ткр	-	-	-	-	-	-	565	742	-
Ркр	-	-	-	-	-	-	6,41	3,95	-
Тпр	-	-	-	-	-	-	0,55	0,42	-
Рж	-	-	-	-	-	-	0,0014	0,0008	-
Рп	-	-	-	-	-	-	5,25	2,77	-
	-	-	-	-	-	-	0,0014	0,0008	-
	-	-	-	-	-	-	0,729	0,856	-
fп.р.	-	-	-	-	-	-	565	742	-
fж.р.	-	-	-	-	-	-	6,41	3,95	-
Крi	50	55	10	3	1	2	0,0062	0,0031
x'	0,0140	0,0038	0,0053	0,0055	0,0086	0,0066	0,0171	0,9391	1,00000
y'	0,6991	0,2063	0,0531	0,0166	0,0086	0,0133	0,0001	0,0029	1,0000
e'(K-1)+1	40,5249	44,5580	8,2597	2,6133	1,0000	1,8066	0,1984	0,1959	99,1567
M*x'	0,0280	0,0600	0,1592	0,2429	0,4987	0,2258	1,8282	195,3368	198,3795
М*y'	1,3983	3,3014	1,5916	0,7286	0,4987	0,4517	0,0113	0,6055	8,5871
x	0,0001	0,0003	0,0008	0,0012	0,0025	0,0011	0,0092	0,9847	1,0000
y	0,1628	0,3845	0,1854	0,0848	0,0581	0,0526	0,0013	0,0705	1,0000

Рассчитаем массовую долю отгона по уравнению:

e_M = e · My / (My · e + Mx · (1-e)), (2.56)

e_M =0,80663· 8,5871 / (8,5871· 0,80663 + 198,3795·(1- 0,80663)) = 0,1529.

- пары из сепаратора: 43 454,59 кг/ч;

- жидкость из сепаратора: 240 748,08 кг/ч.

2.3.3 Основные размеры сепаратора

Количество газов, выводимых из сепаратора высокого давления G_г=43 454,59 кг/ч.

Средняя молекулярная масса паров рассчитана ранее и составляет = 8,5871 кг/кмоль.

Нагрузка сепаратора по парам рассчитывается по формуле:

(2.57)

где - массовый расход паров в сепаратор, кг/ч;

- коэффициент сжимаемости, для смеси, значительно разбавленной водородом, равный 1.

Принимаем допустимую скорость движения газового потока = 0,2 м/с.

Площадь поперечного сечения:

м²

Диаметр сепаратора рассчитывается по формуле:

м. (2.58)

Принимается диаметр D = 2,4 м

Высота сепаратора рассчитывается по формуле:

H = H₁ + 2/3•H₁, (2.59)

где Н₁ - высота цилиндрической части сепаратора, м.

Н₁ = 2•D = 2*2,4= 4,8 м. (2.60)

H = 4,8 + (2/3)*4,8= 8,0 м.

Принимаем сепаратор со следующими характеристиками:

F = 4,51 м², D = 2,4 м, H = 8,0 м.



ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В данной курсовой работе была рассмотрена установка гидроочистки дизельного топлива, включая реакторный блок, регенерацию катализатора и сепаратор высокого давления. Производительность установки составляет 2 млн. тонн в год.

В процессе работы, на основе литературных и практических данных, были изучены научно-технические основы процесса гидроочистки дизельного топлива. Рассмотрены важнейшие тенденции технического прогресса гидроизомеризации и произведён технологический расчёт установки, включающий расчет: материального и теплового баланса реакторного блока; геометрических размеров реактора. Приняли следующие размеры реактора гидроочистки D=2,5 м; Н=10 м.

Приняли следующие размеры сепаратора высокого давления D=2,4 м; L_сеп=8 м.



СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

1 ГОСТ Р 52368-2005 (ЕН 590:2009). Топливо дизельное ЕВРО. Технические условия.

2 Дунюшкина Р.Е. Стимулирование производства экологичных моторных топлив евростандарта на НПЗ России / Дунюшкина Р.Е. // Мир нефтепродуктов, - 2006. - №1. - С. 6-11.

3 Капустин В.М. Технология переработки нефти. Часть вторая. Деструктивные процессы/ Капустин В.М., Гуреев А.А. - М.: Колос, 2007. - 334 с.

4 Зуйков А.В. Особенности производства дизельного топлива с низким содержанием полициклический ароматических углеводородов / Зуйков А.В., Чернышова Е.А., Сидоров Ю.В., Хавкин В.А., Гуляева // Нефтепереработка и нефтехимия. - 2013. - №1. - С.11-15.

5 Технологический регламент установки гидроочистки дизельного топлива Л-24-7 филиала ОАО АНК «Башнефть» «Башнефть - УНПЗ».

6 Магарил Р.З. Теоретические основы химических процессов переработки нефти. Учебное пособие для вузов. Уфа: Гилем, 2002. - 672 с.

7 Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие для вузов - Уфа: Гилем, 2002. - 672 с.

8 Рассадин В.Г. Российские экологически чистые дизельные топлива европейского уровня качества / Дуров О.В., Васильев Г.Г. // Химия и технология топлив и масел. - 2005. - №6. - С. 14-18.

9 Ахметов С.А., Сериков Т.П., Кузеев И.Р., Баязитов М.И. Технология и оборудование процессов переработки нефти и газа: - учебное пособие.- СПб.: Недра, 2006. - 868 с.

10 Крылов И.Ф., Емельянов В.Е., Никитина ЕЛ. Вижгородский Б.Н., Рудяк К.Б. Малосернистые дизельные топлива: плюсы и минусы // Химия и технология топлив и масел. - 2005. - № 6. - С. 6-10.

11 Страхов В.И.. Новый справочник химика и технолога. Сырьё и продукты промышленности органических и неорганических веществ. Часть первая. - СПб.: АНО НПО «Мир и Семья», НПО «Профессионал». - 2007. - 988 с.

12 Алиев Р.Р. Стратегия усовершенствования процесса гидроочистки нефтяных фракций/ Алиев Р.Р., Елшин Н.А. // Нефтепереработка и нефтехимия. - 2013. №4. - С. 8-10.

13 Петров В.В. Гидроочистка прямогонных дизельных топлив на шариковых алюмоникельмолибденовых катализаторах / Петров В.В., Моисеев А.В., Бурдакова Е.С., Красий Б.В. // Нефтепереработка и нефтехимия. - 2013. №2. - С. 16-18.

14 Смирнов В.К. Цеолитсодержащие катализаторы для гидрооблагораживания средних дистиллятов / Смирнов В.К., Ирисова К.Н., Талисман Е.Л., Полунина Я.М., Шрагина Т.М., Рудяк К.Б. // ХТТМ. - 2004. № 4. - C. 37-41.

15 Алиев Р.Р. Катализаторы и процессы переработки нефти. - М.: ОАО «ВНИИ НП», 2010. - 389 с.

16 Никульшин П.А. Катализаторы гидроочистки для получения дизельного топлива с ультранизким содержанием серы / П.А Никульшин, А.В. Можаев, А.А. Пимерзин. // Нефтегазовое дело. - 2012. - Т. 10, №1.- С. 140-146

17 Ластовкин Г.А. Справочник нефтепереработчика. М.:-Химия,1986.-648с.

18 Проскуряков В.А. Химия и технология нефти и газа: - учебное пособие для вузов. - СПб.: Химия, 1995. - 448с.

19 Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. - М.: Химия. - 1991. - 495 с.

20 Левин О.В. Новое поколение Al-Co-Mo-катализаторов для я получения моторных топлив качества EURO-3,EURO-4 / Левин О.В, Олтырев А. // Катализ в промышленности. 2008. - №2. - С. 37-41.

21 Руденко А.В. Повышение эффективности процесса гидроочистки дизельного топлива // Химия и технология топлив и масле. - 2014. - № 10. - С. 10-12.

22 Кондрашёва Н.К. Учебно-методическое пособие по курсовому проектированию установок гидроочистки / Кондрашёва Н.К. Кондрашёв Д.О. - Уфа: УГНТУ, 2005. - 45с.

23 Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти. М.: Химия. 1987. -352 с.

Размещено на Allbest.ru