Для отпарки легких фракций в нижнюю часть К-2/2 подается водяной пар 12 ата.

Фракция 270-420°С забирается насосами Н-5/1, 5 р с низа отпарной колонны К-2/2 и подается в теплообменник Т-4, затем в холодильник воздушного охлаждения ХВ-9, после которого выводится с установки на топливную станцию, в качестве сырья для производства технического углерода, либо в линию котельного топлива в качестве компонента котельного топлива.

С четырнадцатой тарелки К-1 (второго потока), фр. 195-270°С самотеком поступает в отпарную колонну К-2/1, где отпариваются легкие фракции и возвращаются в К-1 под шестнадцатую тарелку.

Фр.195-270°С, с низа К-2/1 поступает на приемы насосов Н-1, Н-4, Н-5 р, и откачивается через межтрубное пространство теплообменника Т-1, воздушный холодильник ХВ-33/1, и выводится с установки как печное топливо, либо как компонент гидроочищенного топлива секции гидроочистки или не гидроочищенного топлива вакуумной перегонки.

С верха колонны К-1 ректификат (углеводородный газ, нестабильный бензин, водяной пар) поступает в холодильники воздушного охлаждения ХВ-1/1-9, где конденсируются пары бензина и водяного пара. Затем газоконденсатная смесь поступает в доохладители Х-1/1,2,3, где в качестве хладоагента используется оборотная вода I системы. После этого газоконденсатная смесь поступает в газоводоотделитель 0-1, где происходит разделение на жирный газ, нестабильный бензин и воду.

В аварийных ситуациях или при пуске и остановке установки для поддержания требуемого давления в 0-1, предусмотрен сброс жирного газа из 0-1 на факел низкого давления.

Нестабильный бензин из 0-1 поступает на прием насосов Н-10/1, 2, р и откачивается в Е-37 на установку абсорбции и газофракционирования.

Технологический конденсат с нижней части 0-1 самотеком через регулятор уровня раздела фаз вода-бензин поступает в буферную емкость Е-9.

Фракция >420С с механическими примесями (катализатором) по сливным патрубкам поступает в отстойную зону колонны К-1, отделенную от отмывочно-сепарационной зоны колонны, конусообразным днищем.

С верха отстойной зоны фракция >420°С поступает на прием насосов Н-3/1,2,3,4, р и выводится с установки через одну секцию ХВ-9 и теплообменник Т-7.

Технологической схемой предусмотрен вывод фр.>420С и фр. 270-420°С через теплообменник Т-4 и ХВ-9 для использования ее в качестве компонентов сырья для получения технического углерода и компонента котельного топлива или, компонента сырья для коксования.

В нижней части отстойной зоны К-1 концентрируется шлам, откачиваемый насосами Н-3/1,2,3,4, р в линию сырья Р-1.

В ректификационной колонне предусмотрено четыре циркуляционных орошения. Верхнее (ВЦО), первое (I ПЦО), второе (II ПЦО), нижнее (НЦО) орошения.

Верхнее циркуляционное орошение с полуглухой 27-ой тарелки забирается насосами Н-6/1,2, р и подается в теплообменники Т-9/1,2, где отдает тепло нестабильному бензину секции абсорбции и газофракционирования, затем поступает в холодильники воздушного охлаждения ХВ-2/1-4, и выводится на 30-ю и 25-ю тарелки К-1.

На 25-ю тарелку также предусмотрена подача некондиционных продуктов: бензина секции вакуумной перегонки мазута, бензина УЗК, бензина УСБ.

Первое промежуточное циркуляционное орошение с 12-й тарелки К-1 поступает на прием насосов Н-7, Н-8 р, затем подается в теплообменник Т-2, где отдает тепло гидрогенизату секции гидроочистки вакуумного газойля и возвращается в К-1 на 13-ю тарелку.

Второе промежуточное циркуляционное орошение с 2-й тарелки К-1 забирается насосами Н-8 и Н-8 р и подается в подогреватели Т-33, Т-34 секции вакуумной перегонки мазут, а затем в теплообменник Т-3, где отдает тепло гидрогенизату секции гидроочистки и возвращается в К-1 на 3-ю тарелку.

Нижнее циркуляционное орошение выводится с отстойной зоны К-1 насосами Н-9/1,2, р и параллельными потоками подается в теплообменники Т-5/1,2, где отдает тепло гидрогенизату секции гидроочистки и в подогреватели Т-32, Т-37 секции вакуумной перегонки мазута, затем возвращается в отмывочно-сепарационную зону колонны К-1 тремя параллельными потоками на ситчатые тарелки 1с, 2с, 3 с.

Технологический сульфидсодержащий конденсат секций гидроочистки, каталитического крекинга, вакуумной перегонки мазута подлежащий очистке, самотеком поступает в буферную емкость Е-9, оборудованную перегородкой и образованных ею камеры для конденсата (основной объем) и камеры для сбора углеводородов (15% объема Е-9).

Нормы технологического режима

Нормы технологического режима описаны в таблице 3.2.

Таблица 3.2 - Нормы технологического режима

Наименование стадий процесса, аппаратов, показателей режима	Ед. изм.	Допустимые пределы технологических параметров
Реактор Р-1
Температура
- сырье на выходе в Р-1	С	280-355
Давление
- давление в линии сырья Р-1	МПа	0,7-0,8
- давление пара на реакторный блок	МПа	0,3-0,4
Температура по зонам Р-1
- низа лифт-реактора	С	630-670
- середины лифт-реактора	С	520-560
- реакционной смеси на выходе из сепарационного устройства	С С	500-540
- отстойной зоны	С	500-530
- сборной камеры	С	495-530
- зоны десорбции	С	495-530
Давление
- в отстойной зоне Р-1	МПа	0,11-0,155
- перепад давления на циклонах Р-1	МПа	н.н. 0,005
Концентрация катализатора
- в лифт-реакторе	Кг/м3	до 80
- в зоне десорбции	Кг/м3	350-800
- по высоте лифт-реактора с сепарирующим устройством	Кгс/см2	700-1500
- по сепарирующему устройству	МПа	50,0-100,0
Уровень кипящего слоя	%шк.	35-60, н.б. 85
Перепад давления на запорно-регулирующих клапанах трансп. Линий	МПа	0,025-0,065
Перепад давления между реактором и регенератором	МПа	0,007-0,015
Регенератор Р-2
Расход воздуха на регенерацию	Нм3/ч	70000-110000
Температура по зонам регенератора
- в сборной камере зоны циклонов	С	н.б. 700
-верха отстойной зоны	С	660-700
- в кипящем слое	С	640-690
Разность температур между отстойной зоной и кипящим слоем	С	н.б. 60
Перепад давления между сборной камерой Р-2 и остальной зоной	МПа	н.н. 0,012
Давление жидкого топлива к форсункам регенератора Р-2	МПа	0,2-0,10
Давление в отстойной зоне	МПа	0,12-0,17
Уровень кипящего слоя	%шк, м	40-60
Концентрация катализатора в кипящем слое	Кг/м3	300-650
Топка под давлением П-1
- температура	С	н.б. 550
Давление в линии жидкого топлива на топливные форсунки Р-2	МПа	0,2-0,10
Расход жидкого топлива на форсунки Р-2	М3/ч	0-10
Бункер уловленного катализатора Б-3
- температура	С	н.б. 700
- давление	МПа	0,12-0,17
Аппарат сжиженного давления газов регенерации Д-1
- температура на выходе	С	н.б. 700
- температура на выходе	С	н.б. 700
- температура на выходе дымовых газов с Р-2	С	н.б. 700
Содержание в дымовых газов СО и О2 (режим дожига СО в кипящем слое Р-2)
- О2	%об.	3-8
- СО	%об.	н.б. 0,2
Режим дожига СО в топке П-1
- О2	%об.	н.м. 1,0
- СО	%об.	4-10
Бункер аварийной выгрузки катализатора Б-1
- давление	МПа	н.б. 0,20
- температура	С	н.б. 400
Бункер свежего катализатора Б-2
- давление	МПа	н.б. 0,20
Колонна К-1
Температура
- верха	С	110-140
- 27 тарелка	С	110-140
- 25 тарелка	С	160-180
- 13 тарелка	С	180-250
-3 тарелка	С	270-335
Верх отстойной зоны		325-390
Низ отстойной зоны	С	325-390
Давление
- верх колонны	МПа	0,07-0,14
Уровень в колонне
- низ колонны	%шк.	30-80
Верхнее циркуляционное орошение (ВЦО)
- температура возврата в колонну после ХВ-2	С	40-80
Первое промежуточное циркуляционное орошение
- температура возврата в колонну	С	120-180
Второе промежуточное циркуляционное орошение
- температура возврата в колонну	С	175-215
- расход	М3/ч	70-200
Нижнее циркуляционное орошение
- температура возврата в колонну	С	150-300
- на 1-й ситчатой тарелке	С	150-350
- на 2-й ситчатой тарелке	С	150-350
- на 3-й ситчатой тарелке	С	150-350
Отпарная колонна К-2/1
- температура низа	С	180-230
- уровень в колонне	%шк.	30-80
- расход водяного пара в колонну	М3/ч	250-350
Отпарная колонна
К-2/2
- температура низа	С	250-290
- температура на перетоке в К-2/2	С	270-335
- уровень в колонне	%шк.	30-80
- расход водяного пара	кг/ч	250-350
Температура газохода	С	Не регламентируется
Газоводоотделитель 0-1
- температура на выходе после Х-1	С	35-45
- температура в емкости	С	35-45
- давление	МПа	0,025-0,055
- уровень бензина	% шк.	30-80
- уровень раздела фаз (вода-бензин)	% шк.	20-70
Выход продуктов секции катал. крекинга и ректификации с установки
фр. 195-270С
- температура
- в линию г/о диз. топлива	С	н.б. 60
- после ХВ-3-1	С	н.б. 60
фр. 270-420С
- давление в линии	МПа	0,4-0,6
- температура после ХВ-9	С	н.б. 90
- температура	С	н.б. 90
Колонна К-3
- температура подачи конденсата в К-3	С	75-95
- низа	С	75-90
- верха	С	75-90
- расход технического воздуха на окисление	Нм3/ч	400-600
- давление	МПа	до 0,7
- уровень	%шк.	30-80
Выход технологич. конденсата с установки
- температура	С	н.б. 90
Давление воздуха КИПиА	МПа	0,2-0,4
Давление в системе охлаждения насосов	МПа	н.н. 0,2
Давление оборотной воды I системы	МПа	н.н. 0,2
- уровень	% шк.	20-80
- температура	С	н.б. 80

4. Расчетная часть

Условные обозначения

G_ц - поток циркулирующего катализатора, поступающего в реактор, кг/ч;

L + R - суммарная загрузка реактора свежим L и рециркулирующим R сырьём, кг/ч. т/сут;

h_L - удельная энтальпия сырья Дж/кг;

x_отр - содержание кокса на отработанном катализаторе, % (масс);

x_рег - содержание кокса на регенерированном катализаторе% (масс);

с - плотность кг/ м³

М - молекулярная масса;

K - расходный коэффициент;

m - расход сырья, реагента, электроэнергии и т.п.;

N - масса целевого продукта, т;

Q_расх - расход тепла, МДж/ч;

Q_прих - приход тепла, МДж/ч;

k_ц - кратность циркуляции катализатора;

G - расход, кг/кг;

Q_н-теплота сгорания кокса, МДж/ч;

G_kХ - количество катализатора в объёме реакционной зоны, кг/ч;

с - концентрация катализатора во взвеси, кг/м³

V - объём, м³

ф_к - среднее фиктивное время, с;

S - поверхность сечения, м²

D - диаметр, м;

щ - средняя фиктивная скорость, м/с;

а - удельная нагрузка на полное сечение отпарной секции по циркулирующему катализатору, кг/(м²с);

Z - Расход водяного пара на отпаривание, кмоль/ч;

H - Высота рабочей зоны, м;

у-Нормативное допускаемое напряжение, Па;

N - Нагрузка на опоры, Н;

i - эмпирический коэффициент;

d₀ диаметр отверстия диафрагмы, м;

д - толщина диафрагмы, м;

q - расход твердой фазы через кольцевое отверстие, кг/(м²с);

?P-перепад давления в клапане, Па;

F - площадь свободного сечения шибера, м²;

г - плотность катализаторного потока, кг/м³;

T - температура, К;

t - температура, ⁰С.

Материальный баланс

На установках каталитического крекинга с микросферическим катализатором последний непрерывно циркулирует между реактором и регенератором. Интенсивность циркуляции катализатора характеризуется кратностью циркуляции катализатора k_ц, определяемой по формуле

k_ц = G_ц / (L + R), (4.1)

где G_ц - поток циркулирующего катализатора, поступающего в реактор, кг/ч;

L + R - суммарная загрузка реактора свежим и рециркулирующим сырьём, кг/ч.

Количество циркулирующего в системе катализатора, а следовательно, и кратность циркуляции его не могут приниматься произвольно. Количество катализатора, избыток теплоты в регенераторе и удельная энтальпия сырья, поступающего в реактор, должны быть увязаны с помощью тепловых балансов реактора и регенератора. Если, например, задаться значением удельной энтальпии, то из теплового баланса реактора можно найти количество циркулирующего катализатора, а из баланса регенератора - избыточную теплоту.

С другой стороны, можно составить материальный баланс по сжигаемому коксу К, кг/ч. Величина определяется по формуле

K = [(G_ц + K) ^• x_отр / 100] - G ^• x_рег / 100, (4.2)

где x_отр - содержание кокса на отработанном катализаторе, % (масс);

x_рег - содержание кокса на регенерированном катализаторе, % (масс).

Из последнего уравнения при найденном количестве циркулирующего катализатора можно определить содержание кокса на отработанном катализаторе х_отр

x_отр = G_ц ^• x_рег + 100 ^• K / (G_ц + K) (4.3)

Для эффективной работы реактора найденная величина не должна быть выше рекомендуемых значений.

Таблица 4.1 - Исходные данные

Параметр	Обозначение	Практические значения
Температура, 0С:
В реакторе,	Tр	480-510
В регенераторе,	Tрег	580-620
Ввода сырья в реактор,	Tс	200-360
Температура ввода перегретого пара в реактор	Tр	350-470
Давление в реакторе и регенераторе МПа	Р	0,18
Массовая скорость подачи сырья, кг/(кгч)
В лифт реакторе	g	55-130
Общая (лифт-реактор + «кипящий слой»)	g1	20-22
Кратность циркуляции катализатора	Кц	2-15
Содержание кокса% (масс.):
На регенерированном катализаторе	xрег	0,2-0,4
На отработанном катализаторе	xотр	0,8-1,8
Насыпная плотность катализатора, кг/м3	а	720-800
Концентрация катализатора во взвеси, кг/м3;
В «кипящем» слое	ск	240-550
В стояках	сс	240-600
В линии пневмотранспорта	сп	20-80
В лифт реакторе	сл	40-80
В отпарной секции реактора	со	330-460
Скорость (фиктивная) паров и газов, м/с; В зонах: «кипящего» слоя
«кипящего» слоя	щк	0,4-0,75
В зоне отпаривания реактора	щ0	0,2-0,4
На входе в лифт реактор	щвх	6-10
На выходе из лифт реактора	щвых	15-25
Линейная скорость потока взвеси, м/с;
На пневмотранспортных линиях	vп	5-12
В стояках	vш	0,6-2,1
Газов в шлемовых трубах реактора и регенератора, м/с;	vг	25-40
Время пребывания катализатора
В лифт реакторе, с	tпрр	3-4
В отпарной секции, с	tпро	60-500
В регенераторе, мин	tпррег	240-1200
Расход воздуха на сжигание кокса, кг/кг	Gв	11-13
Количество теплоты, кДж:
Реакции на 1 кг свежего сырья	Qр	210-275
Сгорания 1 кг кокса	Qс	25000-32000
Средняя теплоёмкость, кДж/(кгК):
Кокса	Ск	1,65-2,51
Катализатора	Скат	1,05-1,13
Производительность посырью, т/г	Lг	2000000
Равновесная активность катализатора, %(масс)	-	40

Приход. Как правило, реактор загружается сырьем и рециркулятом (в размере 10% от количества сырья), поэтому приход П составит

П = L + R, (4.4)

где L-расход сырья, кг/ч;

R-расход рециркулята, кг/ч.

Производим пересчет годовой производительности установки каталитического крекинга в часовую

L = 1500000 ^• 1000/ (340 ^• 24) = 183823,5 кг/ч.

Следовательно, расход рециркулята R составит

R = 0.1 ^• L, (4.5)

Подставляя значения в формулу (4.5) получаем

R = 0,1 ^• 183823,5 = 18382,3 кг/ч.

Исходя из формулы (4.4) находим

П = 183823,5 + 18382,3 = 202205,83 кг/ч.

Чтобы перевести приведенные выше величины из массового расхода в мольный, необходимо разделить их на мольную массу соответствующего компонента

R_м = R / М_R, (4.6)

где R_м - расход рециркулята, кмоль/ч;

М_R - его мольная масса.

Подставив исходные данные в формулу 4.6 получаем

R_м =18382,3/ 360= 51,06 кмоль/ч,

Переведем массовый расход в мольный:

L_м = L / М_L, (4.7)

где L_м - расход сырья, кмоль/ч;

М_L - его мольная масса.

Подставив исходные данные в формулу 4.7, получаем

М_L = 183823,5 / 350= 525,2 кмоль/ч

Расход. Продуктами каталитического крекинга являются: углеводородные газы, бензин, легкий газойль, тяжелый газойль и кокс.

Зная долю, приходящуюся на каждый вид продукта, определяем его выход:

а) для углеводородных газов (УВГ)

Г=x_м ^• L, (4.8)

где Г - выход углеводородных газов, кг/ч;

x_м - доля, приходящаяся на УВГ, %(масс).

Подставляя значения в формулу 4.8 получаем

Г=0,12 ^• 183823,5 = 22058,82 кг/ч.

б) для бензина

Б=x_б ^• L, (4.9)

где Б - выход бензина кг/ч;

x_б - доля, приходящаяся на бензин, %(масс).

Исходя из формулы 4.9 находим

Б = 0,493 ^• 183823,5 = 90624,98 кг/ч.

Выход бензина Б_м в молях находим по формуле

Б_м=Б/М_б, (4.10)

где Б_м - выход бензина, кмоль/ч;

М_б -его мольная масса.

Подставляем в формулу 4.10 значения

Б_м = 90624,98 / 112 = 809,15 кмоль/ч.

в) для легкого газойля

Л = x_л ^• L, (4.11)

где Л - выход легкого газойля, кг/ч;

x_л - доля, приходящаяся на легкий газойль, %(масс).

Исходя из формулы 4.11 находим

Л = 0,24 ^• 183823,5 = 44117,64 кг/ч.

В молях

Л_м = Л / М = 44117,64/ 240 = 183,82 кмоль/ч.

г) для тяжелого газойля

Т = x_т ^•L, (4.12)

где Т-выход тяжелого газойля, кг/ч;

x_т - доля, приходящаяся на тяжелый газойль, %(масс).

Исходя из формулы 4.12 находим

Т = 0,081 ^• 183823,5 = 14889,70 кг/ч.

В молях

Т_м = 14889,70 / 360 = 41,36 кмоль/ч.

д) для кокса

К=x_к ^• L, (4.13)

где К-выход кокса, кг/ч;

x_к - доля, приходящаяся на кокс, %(масс).

Исходя из формулы 4.13 находим

К = 0,06 ^• 183823,5 = 11029,41 кг/ч.

е) потери

п=x_п ^• L, (4.14)

где п-потери, кг/ч;

x_п - доля, приходящаяся на них, %(масс).

Исходя из формулы 4.14 находим

п = 0,006 ^• 183823,5= 1102,94 кг/ч.

е) на рециркуляцию

R = 0.1 ^• L = 0,1 ^• 183823,5 = 18382,35 кг/ч.

Результаты расчетов представим в виде таблицы:

Таблица 4.2 - Материальный баланс

Материальный поток	Обозначение	М	Проценты	кг/ч	кмоль/ч
Приход
Сырьё	L	350	100,0	183823,5	525,21
Рециркулят	R	360	10,0	18382,35	51,06
Всего			110,0	202205,85	576,27
Расход
Углеводородные газы (фр. С1-С4)	Г	32	12,0	22058,82	689,34
Бензин (фр. С5-1950С)	Б	112	49,3	90624,98	809,15
Лёгкий газойль	Л	240	24,0	44117,64	183,82
Тяжёлый газойль	Т	360	8,1	14889,7	41,36
Кокс	К	-	6,0	11029,41	-
Потери	-	-	0,6	1102,94	-
Рециркулят	R	360	10,0	18382,35	51,06
Всего			110,0	202205,8	1774,73

Тепловой баланс

В связи с непрерывной циркуляцией катализатора между реактором и регенератором величины удельной энтальпии сырья на входе в реактор, кратность циркуляции катализатора и величина избытка тепла в регенераторе должны быть взаимно увязаны с помощью соответствующих тепловых балансов. Расчёт произведён в предположении, что сырьё поступает в реактор в жидком состоянии при температуре 300⁰С. При этой температуре удельная энтальпия сырья h_L=694.9 кДж/кг.

Таблица 4.3 - Тепловой баланс реактора

Наименование		t, 0С	С, кДж/ (кг*К)	h, кДж/кг	G, кг/ч	Q, МДж/ч
Приход
Сырьё	0,897	300	-	694,9	183823,5	127738,9
Рециркулят	0,937	340	-	794,5	18382,35	14604,77
Катализатор (регенерированный)	-	600	1,1	660,0	Gц	0,66Gц
Водяной пар	-	470	2,0	940,0	0,005*Gц	0,0047Gц
Всего						142343,67 +0,6647Gц
Углеводородные газы	-	490	-	1828,0	22058,82	40323,52
Бензин	0,735	490	-	1565,9	90624,98	141909,65
Легкий газойль	0,898	490	-	1468,7	44117,64	64795,57
Тяжёлый газойль	0,937	490	-	1450,3	14889,7	21594,53
Рециркулят	0,937	490	-	1450,3	18382,35	26659,92
Водяной пар	-	490	2,0	980,0	0,005*Gц	0,0049Gц
Катализатор	-	490	1,1	528,0	Gц	0,528Gц
Кокс	-	490	2,0	960,0	11029,41	10588,23
Теплота реакции	-	-	-	210,0	205479	43150,7
Потери тепла	-	-	-	-	-	9000
Всего						358022,12+ +0,5329Gц

Неизвестной величиной является количество циркулирующего регенерированного катализатора. Общий приход тепла Q_прих в реактор составляет

Q_прих=142343,67+0,6647G_ц, (4.15)

где G_ц - количество циркулирующего катализатора, кг/ч.

Расход тепла Q_расх

Q_расх=358022,12 +0,5329G_ц (4.16)

Приравниваем приход и расход тепла и находим G_ц:

142343,67+0,6647G_ц=358022,12+0,5329G_ц (4.17)

Преобразуя выражение 4.17 получаем

G_ц= кг/ч.

Кратность циркуляции катализатора:

к_ц = , (4.18)

где L-расход сырья, кг/ч;

R - расход рециркулята, кг/ч.

Находим содержание кокса Х_отр на отработанном катализаторе. Учитывая его количество на регенерированном катализаторе, имеем

х_отр=, (4.19)

где х_отр - содержание кокса на отработанном катализаторе, % (масс);

х_рег - содержание кокса на регенерированном катализаторе, % (масс);

К - расход кокса, кг/ч.

Исходя из формулы 4.19 получим

х_отр =% (масс).

Значение х_отр не превышает предела (0,8-1,8%).

Таблица 4.4 - Тепловой баланс регенератора

Наименование	t, 0С	С, кДж/(кг*к)	h, кДж/кг	G, кг/ч	Q, МДж/ч
Приход
Катализатор	480	1,1	528	1636407,05	864022
Кокс	480	2,0	960	11029,41	10588,2
Воздух	30	1,0	30	102275,4	3068,2
Тепло сгорания кокса	-	-	30000	11029,41	330882,3
Итого					1208560,7
Расход
Регенерированный циркулирующий катализатор	600	1,1	660	1636407,05	1080028,6
Дымовые газы	600	1,05	630	102275,4	64433,5
Потери	-	-	-	-	Qизб
Итого					1144462,1+ Qизб

Приравнивая приход тепла в регенератор и его расход:

1208560,7= 1144462,1+Q_изб

где Q_изб - избыток теплоты в регенераторе, МДж/кг

находим избыток тепла:

Q_изб=1208560,7-1144462,1= 64098,6 МДж/кг

Необходимо отметить, что фактическое значение Q_изб будет ниже на величину тепловых потерь в системе реактор - регенератор.

Конструктивный расчёт реакторного блока

Рисунок 4.1

Реактор включает в себя шлемовую трубу 5, стояк вывода катализатора 6, реакционную зону 1 (лифт реактор), реакционную зону 2 (формированный псевдоожиженный слой) и зону отпаривания 3 и зону сепарации 4. Регенератор имеет стояк 10, рабочую зону 7 (псевдоожиженный слой) и зону сепарации 8, шлемовая труба 9.

Реакционная зона (лифт реактор). Количество катализатора в объёме реакционной зоны один равно

G_k1 = (4.20)

G_k1 = кг/ч.

Приняв концентрацию катализатора во взвеси с₁=60 кг/м³ найдём объём лифт реактора

V_p1= (4.21)

V_p1= м³

Среднее время пребывания катализатора в лифт-реакторе составит

ф_к1= (4.22)

ф_к1=с

Расход в лифт-реакторе изменяется от 576,27 до 1774,73 кмоль/ч. Поэтому для расчета объемного расхода реакционной массы принимаем средний мольный расход.

V₁= кмоль/ч

Среднее фиктивное время пребывания паров реакционной смеси в зоне один

ф₁= (4.23)

ф₁=с

примем среднюю фиктивную скорость паров в лифт-реакторе щ₁=14 м/с, тогда сечение и диаметр лифт реактора составят

S₁= (4.24)

S₁=м²

D₁= (4.25)

D₁ м

Высота лифт реактора

l₁=м (4.26)

l₁м

Реакционная зона 2 (форсированный «кипящий» слой). Общее количество катализатора в пределах реакционных зон 1 и 2 рассчитываем по общей массовой скорости подачи сырья g=22 кг/(кгч);

G_k= (4.27)

G_k кг/ч

Очевидно, масса катализатора в пределах зоны 2 должна составить

G_k2= G_к - G_к1 (4.28)

G_k2=9191,17-1414,03= 7777,14 кг/ч

Объёмный расход углеводородных паров в условиях реакционной зоны 2 т.е. при t₂=500⁰C, Р=0,18 МПа, составит

V₂=м³/ч

Примем для зоны 2 высокую фиктивную скорость углеводородных паров щ₂=0,75 м/с и соответственно низкую концентрацию катализатора во взвешенном слое с₂=250 кг/м³. тогда объём этой реакционной зоны будет равен

V_p2= (4.29)

V_p2м³

Фиктивное время пребывания углеводородных паров в зоне 2

ф₂= (4.30)

ф₂с

Рассчитаем среднее время пребывания катализатора в зоне 2, пренебрегая небольшим изменением количества циркулирующего катализатора за счёт отложения на нём кокса

ф_к2= (4.31)

ф_к2с

Сечение и диаметр зоны форсированного псевдоожиженного слоя

S₂= (4.32)

S₂м²

D₂= (4.33)

D₂м

Высота этой зоны

H₁= (4.34)

H₁м

Отпарная секция 3 реактора. Примем время пребывания катализатора в зоне отпаривания ф_к3=2 мин и концентрацию катализатора во взвеси с₃=350 кг/м³, тогда можно рассчитать количество катализатора в этой зоне

G_k3= ф_к3 G_ц (4.35)

G_k3=*1636407,05= 54656 кг/ч

И рабочий объём отпарной зоны

V_p3= (4.36)

V_p3м³

Если удельная нагрузка на полное сечение отпарной секции по циркулирующему катализатору а=30 кг/(м²с), необходимое полное сечение отпарной секции будет равно

S₃= (4.37)

S₃м²

Свободное сечение в перегородках отпарной секции в 2 раза меньше, чем S_3.

Высота зоны десорбции

H₃= (4.38)

H₃м

Расход водяного пара на отпаривание

Z=0,005*G_ц (4.39)

Z=0,0051636407,05= 8182,03 кг/ч или 454,56 кмоль/ч

Объём потока водяного пра в условиях отпарной зоны

V₃=м³

Фиктивная линейная скорость водяного пара в этой зоне

щ₃= (4.40)

щ₃м/с

Отпарная секция 3 представляет собой кольцевое пространство. Пренебрегая толщиной стенки лифт-реактора, рассчитаем полное сечение корпуса отпарной секции

S₃'=S₃+S₁ (4.41)

S₃'=15,15+0,84= 15,99 м²

Откуда диаметр корпуса отпарной секции

D₃= (4.42)

D₃=м

Корпус зоны сепарации 4. Площадь сечения S₄ корпуса зоны сепарации должна быть не менее суммы S₂+ S₃. Если принять, например, 20%-ный запас, тогда

S₄=1,2*(S₂+S₃) (4.43)

S₄=1,2*(23,46+15,15)=46,33 м²

Откуда диаметр корпуса зоны сепарации

D= (4.44)

D м

Объёмный расход потока смеси углеводородных и водяных паров на выходе из реактора

V₄=м³

Фиктивная скорость паров в зоне сепарации будет равна

щ₄= (4.45)

щ₄м/с

что не превышает рекомендуемых значений для этой зоны.

Высота Нґ₄ сепарационной зоны (считая от уровня форсированного псевдоожиженного слоя) принимается из условия: Нґ₄?4,5 м.

Шлемовая труба 5 реактора. Примем скорость парового патока щ₅=30 м/с, тогда сечение и диаметр шлемовой трубы реактора составят соответственно

S₅= (4.46)

S₅м²

D₅= (4.47)

D₅=м

Стояк 6 для вывода из реактора отработанного катализатора. Количество отработанного циркулирующего катализатора

G'_ц=G_ц+K (4.48)

G'_ц =1636407,05+11029,41= 1647436,46 кг/ч

При концентрации катализатора в стоке с=550 кг/м³ объёмный расход потока циркулирующей взвеси равен

V_взв= (4.49)

V_взв м³/ч

Примем скорость потока взвеси в стояке щ_взв=0,8 м/с, тогда сечение и диаметр стояка для вывода отработанного катализатора

S₆= (4.50)

S₆м²

D₆= (4.51)

D₆м

Расчёт основных размеров регенератора Р-2. Если расход воздуха на сжигание 1 кг кокса составляет 12 кг, то количество образующихся дымовых газов будет равно

G_r = (12+1)*К (4.52)

G_r =1311029,41= 143382,33 кг/ч

В условиях регенератора (t₈=600 ⁰С, р=0,18 МПа, М_r=28,8) объём газов равен

V_r=м³

Принимаем фиктивную скорость газов в рабочей зоне 7 регенератора щ₇=0,6 м/с, концентрацию катализатора с=400 кг/м³ и «коксосъём» q=40 кг/ч на тонну катализатора.

Масса катализатора в регенераторе

G_k= (4.53)

G_k кг/ч

Среднее время пребывания катализатора в регенераторе

ф_к=, (4.54)

ф_к мин

Объём рабочей зоны регенератора

V_р7= (4.55)

V_р7м³

Сечение и диаметр рабочей зоны равны соответственно

S₇= (4.56)

S₇м²

D₇=, (4.57)

D₇м

Высота рабочей зоны

H₇=, (4.58)

H₇м

Если скорость газов в зоне сепарации 8 регенератора щ₈=0,4 м/с, тогда сечение и диаметр зоны сепарации составят

S₈=, (4.59)

S₈м²

D₈=, (4.60)

D₈м

Высоту Н₈ сепарационной зоны регенератора принимают из условия Н₈?4,5 м.

Сечение и диаметр шлемовой трубы регенератора (щ₉=35 м/с)

S₉=, (4.61)

S₉м²

D₉=, (4.62)

D₉м

При необходимости уменьшения диаметра этой трубы можно установить две меньшего сечения.

Стояк 10 регенератора: скорость потока взвеси в стояке щ_взв=0,8 м/с, концентрация катализатора с=550 кг/м³. Тогда объёмный расход взвеси в стояке равен:

V_взв=, (4.63)

V_взв м³/ч

Сечение и диаметр стояка регенератора

S₁₀=, (4.64)

S₁₀м²

D₁₀=, (4.65)

D₁₀м

Согласно расчётам примем стандартный реактор и регенератор каталитического крекинга Г-43-107 мощностью 1500000 тонн в год в составе комбинированной установки КТ-1.

5. Расчет и выбор вспомогательного оборудования

Насосно-компрессорное оборудование

Насос поз. Н-1 подачи фр. 195-270°С в Р-1.

Исходные данные:

- геометрическая высота подъема жидкости Н_г =40 м;

- плотность при нормальных условиях с²⁰₄=897 кг/м³;

- давление в реакторе р₁=0,2 МПа;

- давление во входном трубопроводе насоса р₁= 0,1 МПа.

Полезную мощность на валу насоса рассчитывают по формуле (5.1)

N=, (5.1)

где N - мощность на валу, потребляемая насосом, кВт;

Q - производительность насоса, м³/с;

- плотность перекачиваемой жидкости, кг/м³;

g - ускорение свободного падения, м/с;

з - общий КПД насоса (в долях единицы).

Производительность насоса рассчитываем по формуле (5.2)

крекинг каталитический мазут

Q =, (5.2)

Q = =20·10?³ м³/с.

Полный напор насоса определяют по формуле (5.3)

H = + + Д h_вс+Дh_н, (5.3)

где Р₁, Р₂ - давление в реакторе и во входном трубопроводе насоса соответственно, Па;

Д h_вс - потери напора во всасывающем трубопроводе, м;

Дh_н - потери напора в нагнетательном трубопроводе, м.

Н_г - геометрическая высота подъема жидкости, м.

Тогда

Д h_вс=

Дh_н= 0,2Н_г=0,2·80=16 м,

Н = 40 + = 68 м.

Принимают КПД насоса з = 0,6 [3]. Тогда полезная мощность на валу по формуле:

N = = 20 кВт

Принимаем мощность электродвигателя [9]

N_дв = m · N,

где m - коэффициент запаса.

Коэффициент запаса определяем в зависимости от значения мощности [9]

m=1,2,

N_дв = 1,2·20 = 24 кВт.

Исходя из расчетных параметров насоса Q= 72 м³/ч; H = 68 м; N_уст= 24 кВт, с учетом свойств перемещаемой жидкости принимаем к установке нефтяной центробежный насос марки НК65/35-70-В1 со следующими характеристиками: производительность - 65 м³/ч, напор - 70 м.

Насос снабжен электродвигателем ВАО 62-2 мощностью 17 кВт, частотой вращения вала n = 2940 об/мин.

Аналогично рассчитаны остальные насосы установки, характеристика которых приведена в спецификации оборудования.

Компрессор ЦК-1 подачи сжатого воздуха в регенератор.

Исходные данные:

- массовый расход воздуха 20000 кг/ч;

- плотность воздуха при нормальных условиях с²⁰₄=1,29 кг/м³;

- газовая постоянная воздуха R=287 Дж/(кг·К);

- показатель адиабатического сжатия воздуха k=1,4;

- температура воздуха Т=30°С.

Принимаем к установке центробежный компрессор.

При допускаемой степени сжатия в одной ступени ~5 требуемое число ступеней рассчитывается по формуле (5.4).

n=, (5.4)

где р_кон - конечное давление, МПа;

р₁ - первоначальное давление, МПа.

Теоретическая работа сжатия компрессора определяется по формуле (5.5)

, (5.5)

где n - число ступеней сжатия;

R - газовая постоянная, Дж/(кг·К);

k - показатель адиабатического сжатия;

T₁ - температура, К.

Мощность электродвигателя компрессора вычисляем по формуле (5.6)

, (5.6)

где G - массовый расход воздуха, кг/ч;

з - КПД компрессора.

По каталогу Московского завода «Компрессор» выбираем центробежный компрессор подачи воздуха со следующими характеристиками:

- марка 900-31-4;

- производительность Q= 970 м³/мин;

- потребляемая мощность, 4000 кВт;

- частота вращения, 3000 об/мин.

Теплообменные аппараты

Теплообменник поз. Т-1 подогрева гидрогенизата фракции 195-270°С. Принимаем для этих целей наиболее распространенный в нефтехимической промышленности тип теплообменника - кожухотрубчатый с плавающей головкой.

Поверхность теплообменного аппарата рассчитываем по формуле (5.7)

, (5.7)

где F - площадь поверхности теплообмена рубашки, м²;

K - коэффициент теплопередачи при нагревании, Вт/(м²·К),

Дt_ср - средняя разность температур при теплообмене, К;

Q - тепловой поток, Вт.

В аппарат поступает сырье с начальной температурой t_н = 300 ?С, а после нагрева его температура поднимается до t_к = 400 ?С. Количество теплоты Q_сырья, поступаемое с сырьем, из теплового расчета установки составляет 15071,8 МДж/ч=15071,8/3600=4187000 Вт.

Определяем среднюю разность температур при теплообмене. Тогда температурная схема процесса теплообмена выглядит следующим образом:

_{продукт}

300?С 350?С

пар

40?С 25?С

?t_max = 350 - 25 = 325?С

?t_min = 300 - 40 = 260?C

К расчёту принимается коэффициент теплопередачи К=150 Вт/(м²·К) [5.6], тогда

Пользуясь справочными данными [11], устанавливаем, что данному расчету соответствует теплообменник с диаметром 0,8 м и высотой 7 м.

Расчет остальных теплообменников проведен аналогично.

Бункеры

Бункер поз. Б - 2 для свежего катализатора.

Исходные данные:

- массовый расход катализатора составляет 1702008 кг/ч или 472,78 кг/с;

- время заполнения 240 секунд.

Объем бункера определяем исходя из суточного расхода катализатора, который составляет

, (5.8)

где G - массовый расход продукта, кг/с;

ф - время заполнения, с;

с - плотность продукта при рабочих условиях, кг/м³;

ц - степень заполнения (0,8-0,9).

Вертикальный цилиндрический аппарат с нижним коническим и верхним эллиптическим днищами с рабочим объемом 160 м³ при степени заполнения 0,8 внутри аппарата смонтирован циклон для разгрузки катализатора [8-9].

V_кат=

Принимаем к установке стандартный бункер со следующими характеристиками:

- сталь углеродистая;

- диаметр D=3400 мм;

- высота Н=17271 мм.

Спецификация оборудования

Реактор Р-1. Корпус 16ГС; в оборудование 08Х13. Решетка панцирная, патрубки штуцеров, сталь углеродистая. Внутренняя поверхность футеруется жаростойким торкрет-бетонном. Техническая характеристика: Д-8000 мм/4500 мм/1600 мм; Н-55200 мм; Ррас. - 4 кгс/см²; 08Х13. Температура: зона транспорта 700-540°С. Реакционная зона - 545°С.

Регенератор Р-2. Корпус 16ГС; внутреннее оборудование 08Х18Н10Т.

Решетка панцирная 08Х13, патрубки штуцеров сталь углеродистая. Внутренняя поверхность футеруется жаростойким торкрет-бетонном. Техническая характеристика: Д-11000/9000 мм; Н-27200 мм; Ррас. - 3,5 кгс/см²; Трас. - до 700°С

Топка под давлением П-1. Сталь углеродистая. Техническая характеристика: Д-2600 мм; L-9077 мм; в камере сгорания Ррас.-7 кгс/см², Трас. - до 1300°С; в камере смешения Ррас.-7 кгс/см², Трас. - до 550°С.

Выносные циклоны для улавливания катали заторной пыли Е-1/1-4. В количество 4 циклонов. Корпус, днища - 09Г2С. Техническая характеристика: Д-4000/2800 мм; Н-16700 мм; Ррас. - 3,4 кг/см²; Трас. - 700°C.

Бункер уловленного катализатора Б-3. Корпус, днища-09Г2С. Техническая характеристика: Д-3800/2400 мм; Н-16870 мм; Ррас. - 3,4 кг/см²; Трас. - 700°С.

Аппарат для снижения давления газов регенерации Д-1 Корпус-сталь 12Х18Н10Т. Внутренние несущие элементы из стали 12Х18Н10Т, внутреннее оборудование из стали 08Х13 и чугуна марки ЖЧХ - 2,5. Внутренняя поверхность футеруется жаростойким торкрет-бетонном. Техническая характеристика: Д-2800 мм; Н-34400 мм; Ррас. - 3,5 кгс/см²; Трас. - до 700°С.

Аварийный бункер катализатора Б-1. Сталь углеродистая. Техническая характеристика: Д-9000 мм; Н-33524 мм; Ррас. - 2 кгс/см²; Трас. - до 450°С.

Бункер для свежего катализатора Б-2. Сталь углеродистая. Техническая характеристика: Д-3400 мм; Н-17271 мм; Ррас. - 2 кгс/см²; Трас. - до 450°С.

Бункер промежуточной выгрузки катализатора Б-4. Углеродистая сталь Ст3сп5. Техническая характеристика: Д-1000 мм; Н-3500 мм; Ррас. - 8 кгс/см²; Трас. - до 300°С.

Дозировочный бункер свежего катализатора Б-5. Сталь углеродистая. Техническая характеристика: V-3,2м³; Ррас. - 3,8 кгс/см²; Трас. - до 50°С.

Эжектор ЭЖ-2. В количестве 2 эжекторов. Углеродистая сталь. Техническая характеристика: ПС 640ммх160 мм 10-20.

Компрессор центробежный ЦК -1/1-3. В количестве 3 компрессоров. Углеродистая сталь. Техническая характеристика: 900-31-4; Q-970 м³/мин; Р - 2,4 кг/см². Электродвигатель СТДП-4000-2У4: N-4000 квт; n-3000 об/мин.

Ректификационная колонна К-1. Тарелки 08Х13, корпус днища ВСт3:, сп5-08х13 патрубки 12МХ-08х13, отбойник 12Х18Н10Т, патрубки 15Х5М, опора-сталь углеродистая. Тарелки клапанные четырех поточные- 3 шт., двух поточные 26 шт. Тарелки ситчатые с отбойными элементами двух поточные с боковыми сливами -4 шт. Техническая характеристика: Д-6400 мм, Н=45745 мм, Трас.верх-126°С, Трас. ввод сырья-475°С, Трас. низ-370°С, Ррас. - 3 кгс/см².

Отпарная колонна К-2/1,2. Корпус - днища ВСт3 сп5; тарелки 08Х13, опора-сталь углеродистая. Тарелки клапанные двух поточные - 7 шт. в К-202-1 в К-202-2 - 7 шт. Техническая характеристика: Д-1600 мм, Н-21045 мм, К-202-1 Трас. - 240°С, К-202-2 Трас. - 300°С, Ррас. - 3 кгс/см².

Газоводоотделитель 0-1. Корпус, днища сталь углеродистая внутреннее оборудование 08Х13. Техническая характеристика: Д-3400 мм, L-18448 мм, V-160м³, Ррас. - 3,8 кгс/см², Трас. - до 50°С.

Холодильник воздушный ХВ. Решетка 16ГС, крышки 20Л-П. Оребрение труб-АД-1, внутренние трубы, диффузор, метало конструкции сталь углеродистая. Техническая характеристика: Жалюзи с пневмоприводом F-5300 м² Трубное пространство: Ррас. - 8,4 кгс/см², Трас. - 118-45°С.

Доохладитель Х-1/1-3. В количестве 3 доохладителей. Корпус 16ГС распределительная камера и крышки - углеродистая сталь трубы ЛОМш 70-1-0,06 Техническая характеристика: F-790м² Д-1400 мм, L-7700 мм. Трубное пространство: Ррас.-10 кгс/см², Трас. - 100°С. Межтрубное пространство: Ррас.-10 кгс/см², Трас. - 100°С.

Десорбер К-3. Корпус, днища ВСт3 сп4, тарелки, опора сталь углеродистая. Тарелка распредели тельная-1 шт. Тарелка перераспределительная-1 шт. Техническая характеристика: Д-2000 мм, Н-22260 мм. В корпусе: Ррас.-3 кгс/см², Трас. - 120°С. В подогревателе: Ррас. - 9 кгс/см², Трас. - 70-150°С.

Буферная емкость Е-9. Корпус, днища-сталь углеродистая; гильзы штуцеров 08Х13. Герметичная перегородка. Техническая характеристика: Д-2400 мм, Н-5820 мм, V-25м³, Ррас. - 6 кгс/см², Трас. - 35°С, Н-1800 мм, V-3,5м³.

Теплообменник. В количестве 9 штук. Корпус, решетки 16ГС. Трубы стальные углеродистые. Техническая характеристика: F-171м², Д-800 мм, L-7505 мм. Трубное пространство: Ррас.-22 кгс/см², Трас. - 100°С. Межтрубное пространство: Ррас.-22 кгс/см², Трас. - 100°С.

Насос. В количестве 8 штук. Углеродистая сталь. Техническая характеристика: Q-5 м³/час, Р-8 кг/см², Электродвигатель ВАО 62-2, N-17 кВт, n-2940 об/мин.

6. Управление, контроль и автоматизация технологического процесса

Выбор параметров технологического процесса

Основная задача каталитического крекинга - получение из нее заданного ассортимента продуктов (дистиллятов) требуемого качества и с максимально возможным отбором от потенциала. В реализации этой цели значительную, если не основную, роль играет система контроля и автоматизации технологического процесса КТ. Эта система включает следующие компоненты:

- комплекс измерительных средств (приборов), фиксирующих значения важнейших параметров работы всех технологических аппаратов;

- комплекс локальных средств регулирования и автоматического поддержания на заданном уровне значений параметров, определяющих нормальную и безопасную работу оборудования и технологии в целом;

- щит (блок) управления установки, контролирующий информацию по двум предыдущим компонентам системы и выдающий с помощью персонала или ЭВМ необходимые команды этим системам;

- централизованную систему управления работой установки в целом на базе микропроцессорной техники, оптимизирующую технологические параметры отдельных ее блоков и обеспечивающую стабильную выработку продуктов заданного качества.

К числу важнейших параметров технологического процесса относятся: температура, расход потоков (количество), давление (перепад давлений), уровень жидкости (или раздела жидких фаз), параметры электрических машин (напряжение, ток), параметры качества сырья и получаемых продуктов (плотность, вязкость, температура вспышки и др.).

Автоматический контроль и управление технологическими процессами осуществляется централизованно из операторной, с помощью автоматизированной системы управления, созданной на базе пневматического комплекса «Режим» и вычислительного комплекса СМ-2.

В операторной создана своя зона обслуживания (рабочее место оператора). Рабочее место оборудовано пятью стойками «Режим» и дисплейным модулем. На стойке «Режим» расположены:

- мнемосхема процесса, с встроенными в нее лампами технологической сигнализации, задатчиками дистанционного и автоматического управления, переключателями дистанционного и автоматического управления;

- многошкальный показывающий прибор по выводу текущего значения параметра;

- пять двухзаписных приборов для постоянной регистрации десяти технологических параметров;

- один двухзаписный прибор для регистрации по вызову любых 12 подключенных и данной стойке технологических параметров;

- табло аварийной сигнализации [10-16].

Над щитом расположена мнемосхема процесса со встроенными в нее лампами аварийной сигнализации.

Дисплейный модуль предназначен для связи оператора с вычислительным комплексом. По вызову оператора на дисплей выводится таблица текущих значений параметров по любому из технологических процессов секции.

Вычислительный комплекс осуществляет автоматический сбор, обработку и выдачу информации о ходе технологических процессов. Автоматический опрос датчиков осуществляется с периодичностью один раз в 2,3 минуты. Информация о мгновенных значениях параметров хранится в памяти машины 48 часов и может выводится на автоматическую печать по вызову обслуживающего персонала.

Усредненные за час значения технологических параметров представляются в виде режимного листа оператора, который автоматически печатается один раз в смену.

Вычислительный комплекс выполняет также расчет технико-экономических показателей работ установки. Результаты расчета выдаются в виде сменного и суточного рапортов [17].

Перечень технических средств, спецификация приборов и средств автоматизации описаны в таблицы 6.1.

Таблица 6.1 - Спецификация приборов и средств автоматизации

№ поз.	Измеряемая (регулируемая) величина	Место измерения	Наименование, тип, характеристика приборов
133-2, 232-2 132-2, 119-2	Давление	Оборудование	Преобразователь давления типа МС-П
133-3,232-3, 132-3,119-3,	Давление	ЦЩУ	Комплект, состоящий из невматического прибора типа и регулятора типа ПРЗ.3 1
103-2,211-2, 102-2, 125-2, 161-2,	Расход	Трубопроводы	Диафрагма камерная типа ДК
103-3, 103-4, 211-3, 102-3	Расход	ЦЩУ	Пневматический дифманометр Типа 13ДД.11
106-2, 105-2	Температура	Топка под давлением	Термопары типа ТХК
106-3, 132-3, 105-3, 114-2,116-2,104-2,	Температура	ЦЩУ	Вторичный прибор типа КСП-4
187-2, 181-2	Уровень	Оборудование	Уровнемер буйковый типа УБ-П
187-3,181-3,181-4	Уровень	ЦЩУ	Вторичный пневматический прибор типа ПВ 4.2Э

Заключение

На установке каталитического крекинга для более эффективного распыла сырья при сравнительно низких перепаде давления и расходе водяного пара в данном дипломном проекте предлагается внедрение щелевых форсунок с предварительным диспергированием.

Устройство способствует равномерному распределения и минимальному обратному перемешиванию сырья и катализатора зоне начального контакта, что позволяет повысить выход бензина.

В работе произведен расчет основных технико-экономических показателей работы установки каталитического крекинга.

Дипломный проект соответствует техническому заданию, требованиям и нормам технологического проектирования, нормам охраны труда, технике безопасности и окружающей среды. Проект содержит необходимые технологические и экономические расчеты.

В установку каталитического крекинга внесены изменения, существенно повышающие ее эффективность.

Выполненные технико-экономические расчеты подтверждают техническую целесообразность и эффективность производства.

Список использованной литературы

1. Послание Президента Казахстана Назарбаева Н.А народу - 2050

2. Хаджиев С.Н. Крекинг нефтяных фракций на цеолитсодержащих катализаторах / С.Н. Хаджиев, Ю.П. Суворов, В.Р. Зиновьев и другие. - М.: Химия, 1982. - 280 с.

3. Эрих В.Н. Химия и технология нефти и газа / В.Н. Эрих, М.Г. Расина, М.Г. Рудин. - Л.: Химия, 1977. - 424 с.

4. Кузнецов А.А. Расчет процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности / А.А. Кузнецов, С.М. Кагерманов, Е.Н. Судаков. - М.: Химия, 1966. - 336 с.

5. Елшин А.И. Разработка и внедрение современной технологии каталитического крекинга на установке ГК-3 // Нефтепереработка и нефтехимия. / А.И. Елшин, Б.З. Соляр, Л.Ш. Глазов. - 2005. - №6.-С. 8-12

6. Магарил Р.З. Теоретические основы химических процессов переработки нефти / Р.З. Магарил. - Л.: Химия, 1985. - 280 с.

7. Технологический регламент ОАО «Павлодарский НПЗ» С-200. Каталитический крекинг и ректификация.

8. Эмирджанов Э.Т. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии / Э.Т. Эмирджанов, Р.А. Лямберанский - М.: Химия, 1989. - 192 с.

9. Кушелев В.П. Основы техники безопасности на нефтеперерабатывающих заводах / В.П. Кушелев - М.: Химия, 1978. - 268 с.

10. Волков О.И. Экономика предприятия / О.И. Волков. - М.: Экономика, 1998. - 360 с.

11. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии / Ю.И. Дытнерский. - М.: Химия, 2002. - 325 с.

12. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа / А.К. Мановян. - М.: Химия, 2001. - 568 с.

13. Шицкова А.П. Охрана окружающей среды в нефтеперерабатывающей промышленности / А.П. Шицкова, Ю.В. Новиков, Л.С. Гурвич, Н.В Климкина. - М.: Химия, 1980. - 450 с.

14. Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии / К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. - М.: Химия, 1978. - 400 с.

15. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии: Учебник для вузов. / А.Г. Касаткин - М.: Химия, 1961. - 556 с.

16. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической промышленности / И.Л. Иоффе. - Ленинград: Химия, 1991. - 345 с.

17. Ластовкин Г.А. Справочник нефтепереработчика / Г.А. Ластовкин, Е.Д. Редченко и М.Г. Рудин. - Ленинград: Химия, 1986. - 648 с.

18. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Часть вторая. Крекинг нефтяного сырья и переработка углеводородных газов / Е.В. Смидович. - М.: Химия, 1980. - 328 с.

19. Лащинский А.А. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры / А.А. Лащинский, А.Р. Толчинский. - Ленинград: Машиностроение, 1970. - 600 с.

20. Михалев М.Ф. Расчет и конструирование машин и аппаратов химических производств / М.Ф. Михалев, Н.П. Третьяков и другие. - Ленинград: Машиностроение, 1984. - 301 с.

21. Шкатов Е.Ф. Основы автоматизации технологических процессов химических производств / Е.Ф. Шкатов, В.В. Шувалов. - М. Химия, 1988. - 465 с.

22. Рамм В.М. Теплообменные аппараты / В.М. Рамм - Ленинград: Госхимиздат, 1948. - 246 с.

23. Альперт Л.З. Основы проектирования химических установок / Л.З. Альперт. - М.: Высшая школа, 1989. - 304 с.

24. Нефтепереработка и химия. Выпуск 6. - М.: ЦНИИИТЭнефтехим, 2005. - 45 с.

25. Бондаренко Б.И. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа / Б.И. Бондаренко и др. - М.: РГУ, 2003. - 200 с.