Установка каталитического крекинга нефтяного сырья

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

МОСКОВСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ МАШИНОСТРОИТЕЛЬНЫЙ УНИВЕРСИТЕТ (МАМИ)

Кафедра «Техника переработки отходов и техносферная безопасность»

Курсовая работа

На тему: «Установка каталитического крекинга нефтяного сырья»

Студент:

Тихомиров С.А.

Москва 2014 г.

Содержание

Введение

1. Теоретическая часть

1.1 Теоретические основы процесса

1.2 Описание технологической схемы установки каталитического крекинга Г-43-107 (в одном лифт-реакторе)

1.3 Устройство и принцип действия аппарата. Реактор

1.4 Техника безопасности при эксплуатации аппарата

1.5 Охрана окружающей среды на предприятиях нефтехимии

2. Расчетная часть

2.1 Материальный баланс

2.2 Тепловой баланс

2.3 Конструктивный расчет

2.4 Прочностной расчет

3. Расчет количества выбросов диоксида серы

Вывод

Литература

Введение

Каталитический крекинг -- один из важнейших процессов, обеспечивающих глубокую переработку нефти. Внедрению каталитического крекинга в промышленность в конце 30-х гг. 20 в. (США) способствовало создание эффективного с большим сроком службы катализатора на основе алюмосиликатов (Э. Гудри, 1936 г). Основное достоинство процесса -- большая эксплуатационная гибкость: возможность перерабатывать различные нефтяные фракции с получением высокооктанового бензина и газа, богатого пропиленом, изобутаном и бутенами; сравнительная легкость совмещения с другими процессами, например, с алкилированием, гидрокрекингом, гидроочисткой, адсорбционной очисткой, деасфальтизацией и т.д. Такой универсальностью объясняется весьма значительная доля каталитического крекинга в общем объёме переработки нефти.

Для выполнения требований к экологичности продуктов и санитарной защите окружающей среды в состав установки наряду с основным процессом - каталитическим крекингом - введены предварительная гидроочистка сырья, утилизация тепла дымовых газов и их очистка от катализаторной пыли в электрофильтре.

1. Теоретическая часть

1.1 Теоретические основы процесса

Каталитический крекинг является химическим процессом деструктивного каталитического превращения нефтяных фракций в моторные топлива и сырье для производства технического углерода, кокса и нефтехимии. Сырьем для процесса служит в основном вакуумные дистилляты, легкие керосиногазойлевые фракции и мазуты. Целевые продукты процесса - авиационные и высокооктановые автомобильные бензины, легкий и тяжелые газойль, углеводородные газы. Нежелательным продуктом является кокс.

Каталитический крекинг -- один из важнейших процессов, обеспечивающих глубокую переработку нефти. Внедрению каталитического крекинга в промышленность в конце 30-х гг. XX в. способствовало создание эффективного с большим сроком службы катализатора на основе алюмосиликатов. Основное достоинство процесса -- большая эксплуатационная гибкость: возможность перерабатывать различные нефтяные фракции с получением высокооктанового бензина и газа, богатого бутан-бутиленовой фракцией (сырье для производства высокооктанового компонента бензина - алкилата); сравнительная легкость совмещения с другими процессами, например, с алкилированием, гидрокрекингом, гидроочисткой, адсорбционной очисткой, деасфальтизацией и т.д.

Катализатор - это вещество, в присутствии которого изменяется скорость химической реакции. Явление изменения скорости реакции, вызываемое катализатором, называют катализом, а реакцию - каталитической. Большое распространение получили катализаторы, находящиеся в твердом состоянии. Они имеют множество внутренних пор. Общая внутренняя поверхность пор одной частицы значительно больше внешней ее поверхности.

Катализаторы для процесса каталитического крекинга бывают нескольких видов, а именно: алюмосиликатные катализаторы и цеолитные катализаторы.

Условия процесса каталитического крекинга и глубина протекающих реакций определяется качеством применяемого катализатора. Для обеспечения максимального выхода целевых продуктов и минимального количества побочных продуктов, а также достижения лучших технико-экономических показателей процесса промышленные катализаторы должны иметь следующие основные свойства:

- Высокая активность. Чем выше активность, тем больше глубина превращения исходного сырья при прочих равных условиях;

- Стабильность. Катализатор должен быть стойким к истиранию, растрескиванию и давлению вышележащих слоев;

- Высокая избирательность. Избирательность катализатора оценивается по его способности ускорять реакции в требуемом направлении и снижать скорость побочных реакций;

- Высокие регенерационные свойства. Катализатор должен обладать способностью быстро и многократно восстанавливать свою активность.

Основными параметрами процесса, влияющими на выход и качество продуктов, являются:

Температура. За температуру процесса каталитического крекинга принимают температуру середины реакционной зоны. В промышленных реакторах температуру процесса поддерживают в пределах 450-500 ^оС. С ростом температуры в рабочей зоне увеличивается общая глубина превращения сырья, выход сухого газа, выход фракции С₃-С₄, количество пропилена и бутилена и в сравнительно небольшой степени повышается выход дебутанизированного бензина.

Давление. На установках с циркуляцией микросферического катализатора процесс ведут под давлением 0,08-0,19 МПа. С повышением давления содержание олефиновых углеводородов в бензине уменьшается, следовательно, снижается октановое число бензина.

Кратность циркуляции катализатора. Кратность циркуляции катализатора равна отношению количества тонн циркулирующего катализатора в час к количеству сырья, подаваемого в реактор. При постоянном количестве и качестве сырья, вносимого в реактор, и нормальных рабочих условиях процесса с ростом кратности циркуляции катализатора, глубина превращения сырья, процент отложения кокса на катализаторе увеличивается и, как следствие, повышает температуру в регенераторе. Понижение кратности циркуляции снижает отложения углерода на катализаторе (снижает выход кокса), снижает глубину превращения сырья.

Объемная скорость (час^-1) - это отношение количества сырья подаваемого в час к количеству катализатора через сечение прямоточного лифт-реактора. Переработка сырья с большой объемной скоростью (при сохранении неизменных прочих условий процесса) дает больший абсолютный выход бензина, чем крекинг с меньшей объемной скоростью.

Качество сырья. Тяжелое сырье дает больший выход бензина и меньший выход газа, сырье с большим содержанием ароматики дает наибольший выход кокса и наименьший выход бензина. Лучший выход бензина и наименьший выход кокса дает нафтеновое сырье. Сырье с высоким содержанием серы дает низкооктановый бензин.

Продукты каталитического крекинга:

Газ каталитического крекинга наполовину состоит из непредельных углеводородов, в основном, пропилена и бутенов. Также присутствуют значительные количества изобутана. Благодаря этому бутан-бутиленовая фракция газа используется как сырье процесса алкилирования с целью получения высокооктанового бензина. Пропан-пропиленовая фракция используется для выделения пропилена для производства полипропилена. Ввиду большой суммарной мощности установок каталитического крекинга, доля пропилена, вырабатываемый в процессе, составляет до 15% от его общего производства. Сухой газ (водород, метан, этан) используется в качестве топлива в печах заводских установок.

Бензин.

В процессе каталитического крекинга вырабатывается высокооктановый бензин с ОЧИ 88-91 пунктов. Кроме того, бензин содержит менее 1% бензола и 20-25% ароматических углеводородов, что дает возможность использовать его для приготовления бензинов согласно последним нормам Евросоюза (Евро-4, Евро-5). Основной недостаток бензина каталитического крекинга - высокое содержание непредельных углеводородов (до 30%) и серы (0,1-0,5%), что очень плохо влияет на стабильность топлива при хранении. Бензин быстро желтеет из-за полимеризации и окисления олефинов и потому не может применяться без смешения с другими бензиновыми фракциями

Легкий газойль.

Легким газойлем каталитического крекинга считается фракция 200-270 °С (реже 200-320 или 200-350). В ней содержится большое количество ароматических углеводородов, что приводит к низкому цетановому числу (как правило, не выше 20-25). Кроме того, даже при условии предварительной гидроочистки сырья, в легком газойле содержится значительное количество сернистых соединений (0,1-0,5%). Из-за этого легкий газойль не может использоваться в больших количествах для приготовления дизельного топлива. Рекомендуемое его содержание в дизельном топливе - до 20% (в случае, если в топливе имеется запас по содержанию серы и цетановому числу). Другое применение легкого газойля - снижение вязкости котельных топлив, судовое топливо и производство сажи.

Тяжелый газойль.

Тяжелый газойль каталитического крекинга - это фракция, начинающая кипеть выше 270 °С (реже 320, 350). Из-за большого содержания полициклических ароматических углеводородов эта фракция (при определенном содержании серы) является прекрасным сырьем процесса коксования с получением высококачественного игольчатого кокса. При невозможности утилизировать фракцию этим путем, её используют как компонент котельного топлива.

Стадии процесса каталитического крекинга:

Поступление сырья к поверхности катализатора (внешняя диффузия)

1. Хемосорбция на активных центрах катализатора

2. Химическая реакция на поверхности катализатора

3. Десорбция продуктов крекинга и не прореагировавшей части сырья с поверхности катализатора

4. Вывод продуктов крекинга из зоны реакции на последующую их ректификацию

5. Выжег образовавшегося в ходе реакции кокса с поверхности катализатора (регенерация)

На установках прошлого поколения использовался аморфный шариковый катализатор. Представляет собой шарики 3-5 мм с площадью поверхности 200 мІ/гр.

В настоящее время используется цеолитсодержащий микросферический катализатор (размер частиц 35-150 мкм). Площадь поверхности 300-400 мІ/гр. Он представляет собой крекирующий цеолитный компонент, нанесенный на аморфную алюмосиликатную матрицу. Содержание цеолита не превышает 30%. В качестве цеолитного компонента используется ультрастабильный цеолит Y, иногда с добавками цеолита ZSM-5 для увеличения выхода и октанового числа бензина. Ряд компаний при приготовлении катализатора также вводят в цеолит редкоземельные металлы. В катализаторе крекинга также содержатся добавки, уменьшающие истирание катализатора, а также промоторы дожига СО, образующегося в регенераторе при выжиге кокса, до СО₂.

Для обеспечения максимального выхода целевых продуктов и минимального количества побочных, а также достижения высоких технико-экономических показателей процесса, катализатор должен отвечать следующим условиям:

1. Иметь высокую активность, определяющую большую глубину превращения исходного сырья при прочих равных условиях

2. Иметь высокую избирательность, которая определяется способностью ускорять реакции в требуемом направлении и снижать скорость побочных реакций

3. Стабильность механических свойств - стойкость к истиранию, растрескиванию в процессе эксплуатации

Иметь высокие регенерационные свойства, характеризующиеся способностью быстро и многократно восстанавливать свою активность и избирательность при окислительной регенерации без нарушения паровой структуры и разрушения частиц

Внедрение цеолитсодержащих катализаторов изменило устройство реакторного блока, высокая активность цеолитов заставила отказаться от псевдоожиженного слоя и использовать реакторы лифтного типа или комбинировать их с псевдоожиженным слоем. На современных установках каталитического крекинга применяются следующие модификации процесса на цеолитных катализаторах:

- крекинг в одном лифт-реакторе

- последовательный крекинг в лифт-реакторе и в псевдоожиженном слое

- крекинг в лифт-реакторе и параллельно в лифт-реакторе и псевдоожиженном слое.

1.2 Описание технологической схемы установки каталитического крекинга Г-43-107 (в одном лифт-реакторе)

Сырье (гидроочищенный вакуумный дистилят) насосом HI через теплообменники Т1 и Т2 (где, нагреваясь за счет тепла отходящих потоков) подается в печь П1. В трубчатой печи сырье нагревается до температуры 300-400 °С. Нагретое сырье

поступает в узел смешения реактора Р1, куда одновременно подается циркулирующий газойль и водяной пар (через 7 распылителей форсунок, которые расположены на высоте 6,0 м от низа лифт-реактора в переходной (конусной) его части, они обеспечивают тонкий распыл сырья и смешения сырья с катализатором по всей площади сечения лифт-реактора), смешивается в нижней части прямоточного реактора Р1 с регенерированным катализатором, поступающим из регенератора Р2 по наклонному катализаторопроводу с температурой 700 °С. Создание разряженного потока катализатора в лифт-реакторе достигается подачей в нижнюю его часть, в качестве транспортирующего агента наряду с водяным паром, бензина вторичных процессов, представляющего смесь бензина висбрекинга и бензина легкого гидрокрекинга при контактировании парожидкостной смеси с горячим катализатором жидкая фаза испаряется, снижая температуру катализатора до 550 °С.

Количество катализатора, поступающего в реактор, регулируется с помощью клапана задвижки.

Пары нефтепродуктов двигаясь с низа вверх в прямоточном реакторе вместе с катализатором подвергается каталитическому крекированию. С целью предотвращения длительного контакта продуктов крекинга с катализатором, в верхней части лифт-реактора прилагается сепарационное устройство (балистический сепаратор) для быстрого разделения выходящих потоков катализатора и водяных паров. Отделение основной массы катализатора от продуктов крекинга происходит в отстойной зоне реактора Р1. парогазовая смесь крекинга поступает в четыре группы двухступенчатых циклонов со спиральным вводом, в которых отделяются нефтяные пары от увлеченный мелких частиц катализатора, и с температурой 510-515 °С направляется в нижнюю часть ректификационной колонны К1 на разделение.



Рис. 1. Схема установки каталитического крекинга

Катализатор с адсорбированными на его поверхности продуктами крекинга поступают в зону десорбции реактора Р1, где по средствам водяного пара осуществляется отпарка катализатора от продуктов крекинга. Закоксованный катализатор, за счет разности статических напоров катализатора в реакторе и регенераторе, самотеком по наклонной транспортирующей линии поступает в регенератор Р1,где при температуре 670 °С и давлении 0,24 МПа выжигается кокс.

Воздух на выжиг кокса, подается воздушными нагнетателями через трубчатый коллектор. Для разогрева воздуха в момент пуска и внесение дополнительного тепла в

регенератор по линии подачи воздуха устанавливается топка под давлением, в кипящий слой регенератора предусмотрено подача дистилятного топлива. Выжиг кокса в регенераторе осуществляется при воздействии воздуха на поверхность катализатора, поступающего через П2.

Наличие промотора в катализаторе позволяет проводить дожиг СО в СО₂ в кипящем слое катализатора.

Образовавшиеся при выжиге кокса дымовые газы с температурой до 700 °С, пройдя отстойную зону регенератора, 6 групп двухступенчатых циклонов и, отделившись от отстойной массы катализатора, направляется в аппарат для снижения давления Д1. В газоходе Д1, оборудованном четырьмя диафрагмами, происходит снижение давление дымовых газов до атмосферного, которые затем поступают в котёл-утилизатор А1, отдают своё тепло и направляют в электрофильтр Е1 для удаления катализаторной пыли, после чего выбрасывают в атмосферу.

Нагрузка бункеров Б1 и Б2 катализатором производится из автоцементовоза потоком транспортирующего воздуха.

Из бункеров Б1 и Б2 предусмотрена загрузка регенератора Р2.

Подпитка реакторного блока свежим катализатором осуществляется в регенератор Р2 из бункера свежего катализатора Б2.

Выгрузка катализатора из прямоточного реактора из зоны десорбции, регенератора предусмотрена самостоятельными выводами в аварийный бункер Б1.

Регенерированный катализатор из регенератора по транспортной линии поступает в узел смешения сырья и катализатора прямоточного реактора.

Температура крекинга в лифт-реакторе регулируется количеством катализатора, подаваемого из Р2 в узел смешения. Количество катализатора из Р2 автоматически регулируется шиберной задвижкой на перетоке регенерированного катализатора.

Для повышения октанового числа бензина, к катализатору добавляется октаноповышающая добавка. Первоначально, в систему реакторного блока загружают примерно 6-7 т октановой добавки, а затем ежедневно осуществляется ввод добавки в систему в количестве 40-60 кг/сутки.

В ректификационной колонне продукты крекинга разделяются: в нижней части колонны от паров отделяются увлеченная катализаторная пыль, которая со смесью тяжелых углеводородов возвращается в реактор. Лёгкий и тяжелый газойль выводятся из соответствующих точек колонны К1 в отпарные колонны К2 и КЗ. Затем насосами НЗ и Н4 прокачиваются через теплообменники Т1 и Т2 и холодильниками XI и Х2 и выводятся с установки. Часть тяжелого газойля подаётся в узел смешения сырья реактора. Сверху К1 отбираются газы, пары воды и бензина. Они поступают в конденсатор - холодильник ХК1, где конденсируются и охлаждаются. Затем газожидкостная смесь направляется в сепаратор С2, где отстаивается от сконденсировавшихся паров воды, вода сбрасывается в канализацию, а газ компрессором ПК1 подается на установку газофракцилонирования. Бензин идёт на склад готовой продукции, а частично, в колонну К1 на орошение.

Фракция 195-350 °С с температурой не более 300° С забирается насосом НЗ с низа отпарной колонны К2 и охлаждается в сырьевом теплообменнике Т1, затем поступает в холодильник воздушного охлаждения XI и выводится с установки.

Фракция выше 350°С забирается насосом Н4, охлаждается в сырьевом теплообменнике Т2 и холодильнике Х2 и также выводится с установки С низа ректификационной колонны К1 насосом Н5 в реактор Р1 открывается шлам - тяжелый газойль со взвешенной в нём катализаторной пылью.

1.3 Устройство и принцип действия аппарата. Реактор

Основным аппаратом любой реакторной установки является реактор. Назначением реактора является создание оптимальных условий для проведения процесса химического превращения с целью получения заданного выхода и качества целевых продуктов.

При химической переработке нефтяного и углеводородного сырья, например, в таких процессах, как каталитический крекинг, риформинг, коксование, пиролиз, алкилирование, применяют реакционные аппараты, значительно различающиеся по конструкции, принципу действия. Сложность расчета химических реакторов определяется необходимостью учета не только кинетики химических превращений, но также и влияние результат процесса гидродинамической области, условий массообмена и теплообмена в аппарате. По вопросам химизма и технологии различных процессов, выбора оптимальных условий, расчета и конструктивного оформления реакторов имеется обширная литература.

Тип реактора, его конструктивное оформление в основном определяется характером осуществляемой в нем реакций, фазовым состоянием реагентов, наличием и видом катализатора, увеличенной и знаком теплоты реакций, температурой и давлением, при которых осуществляется реакция. Однако, одну и туже реакцию можно проводить в реакторов различного типа, каждый из которых имеет свои достоинства и недостатки. В конечном счете, выбранная конструкция реактора должна обеспечить показатели.

- Высокие экономические показатели, высокие выходы целевых продуктов, малые капитальные и эксплуатационные расходы.

- Надежность и безопасность работы. Температура в реакторе.

В последнее время наметилась тенденция к повышению температуры в реакторе каталитического крекинга, так как это непосредственно влияет на выход бензина. Кроме того, повышение температуры процесса приводит к увеличению выхода бензина, легких олифинов-сырья для алкинирования и производства МТБЭ. Раньше температура в реакторе ограничивалась в связи с ростом выхода продуктов термического крекинга; сухого газа и углеводородов С2 за счет снижения выхода катализатора, что приводило к снижению производительной установки. Лифт-реактор новой конструкции позволяет поднять температуру без потери селективности процесса, что связано с улучшением условий перемешивания реакторной смеси, отсутствием в реакторе застойных зон и сокращением времени реакции. Однако, следует уделить внимание поддерживанию оптимального баланса между продуктами термического и каталитического крекинга. Синтез высокооктановых продуктов должен проходить, прежде всего, за счет каталитического, а не термического процесса.

Принципы работы реактора.

Реактор каталитического крекинга тяжёлого вакуумного газойля представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат высотой 51,7 м. Верхняя его часть имеет диаметр 8 м., средняя (десорбер)-4,5м, а нижняя (ствол)-1,6м. Корпус аппарата выполнен из стали 16ГС и футеровкой изнутри жаростойким бетоном, установлена пенобетонная изоляция.

Регенерированный катализатор (содержание кокса на катализаторе не более 0,10% масс) с температурой 690-700 єС поступает в нижнюю часть прямоточного реактора, где подхватывается водяным паром и транспортируется вверх по реактору. Мгновенно испарившееся сырье движется вверх по стояку реактора с завершением стадии крекирования верхней части прямоточного реактора

С целью обеспечения более быстрого разделения (в реакторе) катализатора и продуктов крекинга прекращения их дальнейшего контакта во избежании явления «перекрекинга» выход прямоточного реактора оборудован баллистическим сепаратором, где происходит быстрая и качественная разделение двух фаз; твердой (катализатор), ссыпающйся в зону десорбции, и газообразной, поступающей в отстойную зону аппарата.

Продукты крекинга, после очистки от катализаторной пыли в двухступенчатых циклонах, поступают, с температурой 515-535°С, на ректификацию и газоразделение.

Катализатор, уловленный циклонами, по наклонным стоякам ссыпается в зону десорбции, где осуществляется его отпарка от уловленных продуктов крекинга, как с поверхности катализатора, так и из его внутренних пор.

Десорбция углеводородов осуществляется водяным паром подаваемым вниз зоны десорбции противотоком опускающемуся вниз по тарелкам катализатору.

Отпаренный от углеводородов катализатор по наклонной транспортной линии из нижней зоны десорбера с температурой 510-515°С, содержащий кокса до 5% масс. на перерабатываемое сырье, поступает в регенератор. После выжига кокса в регенераторе кислородом воздуха регенерированный катализатор вновь поступает в реактор.

1.4 Техника безопасности при эксплуатации аппарата

Установки каталитического крекинга являются огнеопасными и взрывоопасными. По противопожарным нормам ПТУСП-02-62 они относятся к категории А.

На установках вырабатывают следующие основные продукты: газ, бензин и газойль. При попадании газойля и бензина на горячую поверхность они могут самовоспламеняться. При смешении с воздухом пары бензина, газойля и газы образовывают взрывоопасные смеси.

Образование взрывоопасных смесей можно предотвратить, обеспечив хорошую герметичность действующего оборудования и трубопроводов.

Также продукты каталитического крекинга обладают высокой токсичностью. Для снижения концентрации их в воздухе производственные помещения оборудуют приточной и вытяжной вентиляцией. При концентрации вредных веществ выше допустимых норм работы проводят в грозозащитных средствах.

Необходимо учитывать следующие особенности каталитического крекинга: высокую температуру процесса крекинга и регенерации катализатора; высокую концентрацию сероводорода в газе крекинга; повышенную запыленность воздуха алюмосиликатной пылью; сложность аппаратурного оформления; наличие токов высокого напряжения; применение щелочей. Поэтому для предотвращения несчастных случаев обслуживающий персонал должен строго соблюдать определенные правила. Нарушение их может привести к отравлению парами углеводородов и сероводорода, термическим и химическим ожогам, поражению электрическим током.

Аварийная ситуация может возникнуть по различным причинам, так попадание воды в нагревательную печь и ректор вместе с сырьем приводит к повышению давления в реакторе; резкое повышение давления на установке может вызвать прорыв паров нефтепродуктов через отпарную зону в транспортную линию регенератора и последующее интенсивное горение в регенераторе. Давление в реакторе снижают путем прекращения подачи в него сырья до тех пор, пока не ликвидируют причины попадания воды в сырье или пока его не заменят в системе нагрева безводным сырьем.

Если на катализаторе, поступающем в регенератор, кокса содержится больше, чем допускается нормами, происходит чрезмерный подъем температуры в регенераторе установок и в циклонной камере загорается СО. Одна из причин высокого содержания кокса на отработанном катализаторе - недостаточно глубокая его регенерация из-за слишком малого количества подаваемого воздуха.

Поэтому необходимо следить за содержанием кислорода в дымовых газах и не допускать содержания остаточного кокса на регенерированном катализаторе выше 0,5-0,6%.

В зимнее время при замерзании трубопроводов их отогревают водяным паром или горячей водой. Применение открытого огня категорически запрещается.

В производственных помещениях и на территории установки нужно поддерживать чистоту. До начала ремонта аппаратов из них откачивают нефтепродукт, затем пропаривают водяным паром до тех пор, пока продукт не будет полностью удален. После охлаждения водой и проветривания берут пробу для анализа на присутствие в аппарате углеводородов. При допустимом содержании углеводородов и кислорода выдается специальный наряд - допуск на производство ремонтных работ внутри аппарата.

1.5 Охрана окружающей среды на предприятиях нефтехимии

Сегодня производственная деятельность человечества связана с использованием разнообразных природных ресурсов, охватывающих большинство химических элементов, и сохранение окружающей среды в последние годы стало одной из важнейших проблем человечества.

Долгие годы процессы ухудшения окружающей среды были обратимыми, т.к. затрагивали лишь ограниченные участки, отдельные районы и не носили глобального характера, поэтому эффективные меры по защите среды обитания человека практически не принимались. В последние же 20--30 лет в различных районах Земли начали появляться необратимые изменения природной среды или возникать опасные явления. В связи с массированным загрязнением окружающей среды вопросы ее охраны из региональных, внутригосударственных выросли в международную, общепланетарную проблему.

Среди загрязнителей окружающей среды (биологических, физических, химических и радиоактивных) одно из первых мест занимают химические соединения. Известно более 5 млн. химических соединений, из которых свыше 60 тыс. находится в постоянном пользовании.

Самой действенной мерой охраны окружающей среды от этих соединений являются разработка и внедрение безотходных или малоотходных технологических процессов, а также обезвреживание отходов или переработка их для вторичного использования. Другим важным направлением охраны окружающей среды является изменение подхода к принципам размещения различных производств, замена наиболее вредных и стабильных веществ менее вредными и менее стабильными.

Для очистки промышленных газов от пыли, золы и других твердых частиц создано высокоэффективного оборудование, принцип действия которого основан на использование электростатического осаждения, фильтрации через пористые слои и перегородки, промывки газов и инерционного сепарирования.

Самым простыми устройствами являются различные фильтры. В фильтре запыленный газ проходит через ткань закрытых снизу рукавов в направлении снаружи внутрь, чистый газ выходит через верхние открытые концы рукавов и удаляется из аппарата. Каждый рукав в фильтре натянут на жесткий проволочный каркас и закреплен на верхней решетке. В момент регенерации накопленный слой пыли отделяется от рукавов, спадает в бункер фильтра, удаляется пылевыгрузочными устройствами.

Для полного исключения загрязнений воды необходимо при проектировании очистных сооружений сточные воды рассматривать как сырье для извлечения ценных продуктов, а очистку воды - как процесс, необходимый для повторного использования. Любой сброс производственных стоков в водоемы в той или иной степени нарушает водопотребление, ухудшает водопользование.

Для санитарной очистки сточных вод создаются и осваиваются новые эффективные установки и очистные сооружения. Это позволяет при постоянном росте объемов химического производства непрерывно, уменьшать потребление свежей воды в промышленности и снизить количество сточных вод. Очистку сточных вод в производстве проводят механическими, физико-химическими, и биологическими, методами, приводящие к ликвидации сточных вод. Для очистки сточных вод на химических предприятиях применяют два основных типа очистных сооружений: локальные (целевых) и общие (заводские). Локальные очистные сооружения предназначены для обезвреживания сточных вод непосредственно после технологических установок и цехов. Локальная очистка является продолжением технологического процесса производства.

Применение локальных установок позволяет повторно использовать очищенную воду в том же технологическом процессе. Крупные химические предприятия снабжают общими очистными сооружениями, которые могут включать первичную (механическую), вторичную (биологическую) и третичную (доочистку) очистку сточных вод.

К сооружениям механической очистки относятся решетки, песколовки, отстойники, флотаторы, фильтры на которых удаляется в основном грубодисперсные примеси. К сооружениям биологической очистке относятся: аэротенки, биологические фильтры, биологические пруды. Для доочистки используют фильтрование, флотацию, адсорбцию, ионный обмен и обратный осмос. Значение доочистки резко возрастает в связи с необходимостью создания бессточных химических производств.

2. Расчетная часть

Выбор схемы установки.

Наиболее распространенной в мире является технология фирмы ЮОП. Компания ЮОП предлагает технологию управляемого каталитического крекинга в псевдоожиженном слое, которая соответствует перспективным направлениям нефтепереработки, это достигается за счет принципиально новой конструкции ряда аппаратов, разработанных на основе комплексного подхода, обеспечивающего жесткую зависимость между конструкцией установки, составом катализатора и технологическими параметрами процесса. Технология, получившая название управляемого (контролируемого) каталитического крекинга, была разработана с целью получения оптимальной структуры вывода целевых продуктов за счет оптимизации конструкции реактора и регенератора, а также состава катализатора.

Новая технология позволяет получить различные целевые продукты и, прежде всего, компоненты автомобильных бензинов.

Особенности выбранной схемы процесса являются:

1. Высокая технологическая гибкость, позволяющая производить и немедленно реагировать на изменение рыночных требований к номенклатуре и качеству нефтепродуктов. Данное свойство достигается возможностью переработки сырья по вариантам':

- Переработка гидрооблагороженного сырья на конверсионном катализаторе типа ДА-250 с высоким выходом бензина (50-51%) и средним значением ОN (90-92 п. по ИМ)

- Переработка гидрооблагороженного сырья на конверсионном катализаторе типа ДА-250 с добавлением октаноповышающей добавки для получения максимального значения октановой характеристики бензина (92-93 п. по ИМ) при среднем выходе бензиновой фракции (48-49%)

- Введением в процесс низкооктановых бензинов (5% масс) вторичных процессов для получения максимального количества бензинной фракции (50-51%) октановым числом не менее 92 пунктов.

2. Применение современной реакционной смеси позволяющей обеспечить оптимальное условие крекирования сырья при использовании высокоактивных катализаторов крекинга. Прогрессивными техническими решениями данной системы являются:

- Крекинг сырья в лифт-реакторе переменного сечения высотой реакционной зоны 33 м, с временем пребывания катализатора в реакционной зоне 3,08 с

- Ввод сырья в установившийся поток (выше точки ввода регенерирования катализатора) через форсунку тонкого распыла (размер капель не более 8 мкм) что обеспечивает быстрое и полное испарение сырья

- Быстрое разделение сырья и катализатора непосредственно на выходе из лифт-реактора.

- Организация системы регулирования температуры крекинга за счет ввода рисайкла в среднюю часть реактора.

- Малое количество катализатора и малое время его пребывания в реакторе резко снижает среднее содержание и тем самым повышает его селективность, при этом обеспечивается максимальный вывод целевых продуктов требуемого качества, стабильность циркуляции катализатора и работа реакторного блока в режиме замкнутого теплового баланса.

- Реализация в проекте принципиально новой конструкции нижней части лифт-реактора, обеспечивающей регулярность подвода регенерированного катализатора к точке контакта с каплями сырья и практически исключающий явление «обратного переливания катализатора».

- Суть работы лифт-реактора переменного сечения в том, что регенерированный катализатор из нижней части лифт-реактора подхватывается водяным парам и бензином, ускоряется в разгонном участке лифта, где осуществляется впрыск сырья.

Следует отметить, что при переработке остаточных видов сырья «разгонный участок» может быть использован для газовой пассивации каталитических ядов (никеля, ванадия). Для этого вместо разгонного водяного пара в нижнюю точку лифт-реактора подают газообразный восстановитель.

Утилизация энергии дымовых газов регенерации катализатора крекинга производится на газоутилизационной турбине. Ее применение значительно улучшает баланс потребления энергии за счет выработки электроэнергии и выдачи общезаводского хозяйства 9 МВт.

На установках каталитического крекинга на цеолитных катализаторах широко применяются схемы процесса крекинга в одном лифт-реакторе. В связи с большей активностью и селективностью цеолитосодержащих катализаторов по сравнению с алюмосиликатными, сокращается время контакта катализатора с сырьем, что повышает выход целевых продуктов и снижает выход газа и кокса.

Существующие схемы процесса комбинированного типа последовательного крекинга в лифт-реакторе и в псевдоожиженном слое (установки каткрекинга Г-43-107) заменяют на крекинг в одном лифт-реакторе.

Реконструкция проходит с заменой физически и морально устаревших узлов оборудования (Замена узла псевдоожиженного слоя на баллистический сепаратор).

Поэтому выбор схемы процесса каталитического крекинга в одном лифт реакторе с применением цеолитосодержащих катализаторов является оптимальным для переработки тяжелых нефтяных остатков.

Расчет реактора.

Исходные данные для проектирования.

Сырье - вакуумный дистиллят (фракция 350-540° С) западносибирской нефти с содержанием сернистых соединений до 0,3% масс.

Производительность по сырью 2 млн. т/год (Gc=250 т/ч).

Количество рециркуляционного каталитического газойля составляет 28,4% масс, на свежее сырье.

Кратность циркуляции катализатора из практических данных 7:1.

Таблица №1. Характеристика сырья и продуктов крекинга

Показатели	Сырье	Продукты крекинга
	Вакуумный дистиллят	Рециркули-рующий газойль	Бензин	Каталитический газойль
				легкий	тяжелый
Относительная плотность:
	0,9100	0,9330	0,7600	0,9300	0,9400
	0,9131	0,9340	0,7641	0,9330	0,9420
Пределы выкипания, К	623-773	468-773	313-468	468-623	623-773
Молекулярная масса	360	248	105	200	340
Средняя молекулярная температура кипения, К	683	582	384	548	676

2.1 Материальный баланс

Отношение кол-ва сырья к количеству циркулирующего газойля:

Определим выход бензина [1 рис.3.2] Vб=54% об. на свежее сырье или в массовых процентах:



Выход кокса в зависимости от заданной глубины превращения по графику [1 рис. 3.3] составляет Х_к=8,7%масс. на свежее сырье.

Выход газа при каталитическом крекинге вакуумного дистиллята, выкипающего в пределах 623-773°К, примем равным Х_г=17,7%масс. на свежее сырье.

Выход каталитического газойля, который в ректификационной колонне разделяется на легкий и тяжелый, определим по разности:

Таблица №2. Расчет выхода продуктов

Потоки	Количество, т/ч	Состав
		масс. %	масс. %
		на свежее сырье	на загрузку реактора
Приход
Сырье - вакуумный дистиллят 623-773°К	250,0	100,0	77,9
Рециркулирующий каталитический газойль	71,0	28,4	22,1
Загрузка реактора	321,0	128,4	100
Расход
Газ	44,25	17,70	13,78
Бензин	112,75	45,10	35,13
Легкий газойль	39,25	15,70	12,22
Тяжелый газойль	32,0	12,80	9,97
Кокс	21,75	8,70	6,80
Всего	250,0	100,0	77,90
Циркулирующий каталитический газойль	71,0	28,4	22,1
Сумма	321,0	128,4	100,00

Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара.

При кратности циркуляции катализатора R=7:l количество циркулирующего катализатора:

Принимаем расход водяного пара для регулирования плотности смеси равным 4%масс. [2 стр.149] на сырье или

Примем содержание остаточного кокса на регенерированном катализаторе равным 0,4 %масс. (0,2-0,5%), что составит:

Количество закоксованного катализатора на выходе из реактора

Приняв расход водяного пара на отпарку 1 т закоксованного катализатора равным 7 кг [2, с. 152] найдем часовой расход водяного пара:

2.2 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора

Левая часть - приход тепла (в кВт):

Q_c - с сырьем; Q_ц1 - с рециркулирующим каталитическим газойлем;

Q_к1 - с циркуляционным катализатором;

Q_n1 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;

Q_d1 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатором; Q_O.K. - с остаточным коксом.

Правая часть - расход тепла (в кВт):

Q_г - с образовавшимися газами крекинга;

Q_б - с парами бензина;

Q_л.г. - с парами легкого газойля;

Q_m.г. - с парами тяжелого газойля;

Q_K2 -- с циркулирующим катализатором;

Q_K -- с образовавшимся при крекинге коксом;

Q_ц2 - с рециркулирующим газойлем;

Q_д2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора;

Q_n2 -- с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;

Q_p - на реакции каталитического крекинга;

Q_n - потери тепла в окружающую среду.

По данным [1, табл. 3.11, 3.12, стр. 218, 219].

Энтальпия углеводородных паров и жидкостей, а также катализатора и кокса (таблице №3).

Из теплового баланса:

Q_c =409140-367550 = 41590[ кВт] Энтальпия сырья:

Интервал температуры, в котором сырье будет испаряться в низу реактора:

Величину ДT можно определить по формуле:

где (1-е) - массовая доля жидкого остатка при однократном испарении сырья.

Если сырье подается в узел смешения в жидком виде, тогда доля отгона е=0, а ДT =91К. При этом предельное значение температуры, при которой сырье практически находится еще в жидком состоянии, окажется равным:

Т_пр.с. =758 - 91 = 667К

Если t > 667K, то произойдет частичное испарения сырья. В соответствии с энтальпией сырья Т_С=540К. Следовательно, сырье подается в узел смешения в жидком состоянии.

Таблица №3

Обозначение потока	Состояние	Тем-ра, К	Кол-во, кг/ч	Энтальпия, кДж/кг	Кол-во тепла, кВт
Приход
Qc	Ж		250000	qc	Qc
Qц1	Ж	561	71000	648,0	12790
Qк1	Т	873	1750000	678,4	329500
Qn1	П	873	10000	3708,0	10300
Qd1	П	783	12430	3510,0	12130
QO.K	Т	873	7000	1506,6	2930
Сумма	--	--	--	--	Qc+367550
Расход
Qг	Г	758	44250	1252,0	15380
Qб	П	758	112750	1162,0	36330
Qл.г	П	758	39250	1102,5	12020
Qm.г	П	758	32000	1097,0	9755
QK2	Т	758	1750000	548,8	26650
QK	Т	758	28750	1219,0	9720
Qц2	П	758	71000	1102,5	21720
Qn2	П	758	10000	3455,0	9600
Qд2	П	758	12430	3455,0	11920
Qp	--	--	250000	205,2	14250
Qn	принимается	--		815
Сумма	--	--	--	--	409160

2.3 Конструктивный расчет

Размеры реактора.

Площадь поперечного сечения отстойной зоны реактора равна:

V- объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, м³/ч; щ - допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.

Примем щ =0,85 м/с [2, с. 150]

Тогда

Диаметр отстойной зоны. Принимаем D=8 м.

Расчет размеров лифт-реактора.

Зона смешения.

Принимаем по данным ВНИИ НП: температуру в зоне смешения равной 507 ^оС, расход водяного пара на распыл сырья равным 5% на сырье. Pо=0,1013 МПа. Абсолютное давление в зоне примем Рсм=0,205 МПа.

Объем паров в зоне смешения рассчитывается по формуле:



Подставляем данные в формулу:

Примем внутренний диаметр транспортной линии (лифт-реактор) D=1,4м (по данным ВНИИ НП).

Площадь поперечного сечения лифт-реактора:

Скорость паров в зоне смешения:

Что отвечает условиям пневмотранспорта.

Расчет лифт-реактора.

Глубина превращения сырья (Y) в прямоточном реакторе по данным ВНИИ НП связана с временем контакта при эталонной температуре 500оС и составляет 2-4 секунды. Принимаем время контакта 3,08 секунды, что соответствует максимальному выходу бензина (45% масс.) и глубине превращения сырья (Y=0,85) из графика на рис. 2.

Находим длину лифт-реактора по формуле:

Принимаем длину лифт-реактора равной 33 м.

Расчет отпарной зоны (десорбера).

Процесс десорбции продуктов абсорбированных катализатором заключается в вытеснении углеводородных паров как из объема между частицами катализатора, так и с поверхности катализатора водяным паром, который заполняет эти пространства.

- объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера, м3/ч;

wд- линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера, которая находится в пределах 0,3-0,9 м/с.

Наибольший объем паров будет в верхней части десорбера. Величина рассчитывается по формуле:



Где количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч;

давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.

Количество паровой смеси в десорбере равно:

Где количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч;

средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов;

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

- количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.

Количество углеводородных паров, заключенных в объеме между частицами катализатора и адсорбированных на поверхности циркулирующего катализатора равно:

доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора, рассчитываем по формуле:

Где, =2400 кг/м³ - плотность материала катализатора.

- плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/м³.

Принимаем среднюю молекулярную массу адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов равной средней молекулярной массе крекинг-газа, то при нормальных условиях имеем:

В рабочих условиях для верхней части десорбера

Тогда

а величина

Подставив в формулу для расчета объема газов и паров все известные величины, получим:

Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной

Тогда

Диаметр десорбера

Высота сепарационной зоны h₃ рассчитывается по формуле:

Где - скорость паров в свободном сечении реактора принимаем 0,85 м/с

Полная высота реактора находится по формуле:

Н_п=h₁+h₂+h₃+h₄+h₅+ h₆+h₇

h₁ - высота переходной зоны от баллистического сепаратора до зоны отпарки (десорбера) принимаем равной 6,51 м,

h₂ - высота зоны отпарки конструктивно принимаем равной 7 м,

h₃ - высота сепарационной зоны равной 5,2 м,

h₄ - высота верхнего полушарового днища, равная 0,5D=4м, h₅-высота части лифт- реактора за вычетом (h₁+ h₂) равной 19,49 м, h₆- высота узла смешения принимаем равной 5,5 м, h₇- высота участка разгона принимаем равной 4м

Подставляем значения в формулу:

Н_п= 6,51+7++5,2+4+19,49+5,5+4=51,7 м

Полная высота реактора без учета длины штуцеров составляет 51,7 м

Порядок подбора циклонов.

1. Принимают тип циклона

2. Задаются значения условной скорости (щ, м/с) и числом n параллельно работающих циклонов.

3. Определяется поперечное сечение корпуса (S, м²) одного аппарата и диаметр (D, м) корпуса циклона:



4. Округляем D до ближайшего значения по каталогу.

5. Определяем потерю Др, Па:

о - коэффициент сопротивления (для циклонов типа ЦН15, например о =160)

При больших запылённостях газа применяют двух и даже трёхступенчатую систему циклонов.

Имеются данные о нецелесообразности последовательного расположения низкоэффективного и высокоэффективного циклонов. Однако в крупнотоннажных производствах при использовании двухступенчатой системы диаметры циклонов второй ступени иногда принимают несколько меньшими, чем в первой ступени. Например, на установке каталитического крекинга средней производительности, в реакторе D=8м установлены четыре группы двухступенчатых циклонов, диаметры циклонов 1-й и 2-й ступени соответственно равны D_l = 1600 мм и D₂ - 1400 мм.

Подбор циклонов.

Для очистки дымовых газов реактора используются циклоны типа ЦП-2 (взрывобезопасное исполнение, изготовитель - Сызранский турбостроительный завод).

Для расчёта циклонов необходимо задаться скоростью газа на входе и выходе из циклона. При очень высокой скорости газа, например, 100 м/с, будет большое гидравлическое сопротивление, и размеры циклона будут слишком малы.

При очень низкой линейной скорости газа, например, 1 м/с, получаются громадные размеры циклона.

По опытным данным, наилучшей будет линейная скорость газа щ = 20 ? 30 м/с. Примем линейную скорость газа между корпусом и центральной трубой равной щ _вх =30 м/с, линейную скорость газа в выходной трубе щ _вых = 22 м/с.

Необходимо также выбрать количество систем циклонов. Недостаток множества систем - необходима большая площадь для размещения циклонов, но в тоже время понижается диаметр циклона и улучшается степень очистки.

При уменьшении числа систем (в пределе до 1) при сохранении расхода газа и линейной скорости газа постоянной будет низкая степень очистки. Выбираем 4 системы двухступенчатых циклонов.

Определяем поперечное сечение корпуса одного аппарата и диаметр циклона.

После прохождения псевдоожиженного слоя в результате разложения предельных углеводородов число молей возрастает, так как появляются низкомолекулярные углеводороды, и объём паров увеличивается примерно в 2 раза.

V₁=2^xV=318479,74 м³/с=318479,74/3600=88,467 м³/с

V_ед=V₁/4=88,467/4=22,117 м³/c

S_k - площадь кольцевого сечения между корпусом и центральной трубой.

Sk=V_eд/ щ_вх=22,117/30=0,737 м²

S_тр - площадь центральной выводной трубы циклона.

Sk= 22,117/22=1,005 м²

Площадь циклона

Принимаем диаметр циклона 1 ступени D = 1600 мм.

Диаметр циклона 2 ступени D = 1400 мм

2.4 Прочностной расчет

Исходные данные.

Давление расчётное, МПа 0,4

Температура, К (°С)

- внутренней среды 818 (545)

- расчётная металла футерованной 573 (300) оболочки корпуса

Аппарат изнутри футеруется жаростойким бетоном с панцирной сеткой Материал корпуса аппаратасталь16ГС Масса аппарата, т

- в рабочем состоянии767,710

- при гидроиспытании1177,710

- при монтаже200,000

Расчёт действительной температуры металла стенки корпуса.

Температура стенки корпуса реактора ф 4500 мм.

t_k - температура металла корпуса, °С

t_вн - температура внутренней среды, °С, t_вн = 545 °С

t_ср - температура окружающей среды, °С, t_ср = 20 °С

б = 15ккал/м²*ч*°С - коэффициент теплопередачи окружающей среды воздуху;

д₁=0,1 m л₁ = 0,35 ккал/м*ч* °С - соответственно толщина и коэффициент теплопроводности панцирного слоя футеровки.

Температура стенки корпуса прямоточной части реактора ф 1600 мм

Температура стенки корпуса в основании прямоточной части реактора ф 1300 мм при t_вн = 700 °С

Расчётная температура корпуса принята с запасом и равна 300 °С

Расчёт корпуса аппарата на прочность от действия внутреннего давления.

Расчёт проведен по ГОСТу 14249-89 «Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчёта на прочность».

Напряженность в обечайке ф 8000 мм.

G==89,1 МПа,

что менее допускаемого напряжения для стали 16ГС при 300 °С

[G]₃₀₀^o_C=151,0 МПа

ц_р - коэффициент прочности сварного шва;

С = 2 мм - прибавка на коррозию.

Напряжение в коническом переходе ф 8000 х ф 4500 мм

S_k=S₁=S₂=25 мм Х=1, а₁=15^о, а2=0^о

Соединение без тороидального перехода.

Расчёт напряжение производится по выражениям:

Что менее допускаемого напряжения для стали 16ГС или t = 300 °С

[G]₃₀₀^o_C=151,0 МПа

Напряжение в коническом переходе ф 4500 х ф 1600 мм

S_k=S₁=S₂=16 мм Х=1, а₁=20^о, а2=0^о

Соединение без тороидального перехода.

Расчёт проводится по двум выражениям:

Напряжение в обечайке ф 1600 мм.

Напряжение в обечайке ф 1300 мм

что менее допускаемого напряжения

[G]₃₀₀^o_C=151,0 МПа

Вывод: прочность аппарата, под воздействием внутреннего расчётного давления обеспечена.

Расчёт укрепления штуцеров.

Расчёт проведен по ГОСТу 24755-81.

Расчётный диаметр одиночного отверстия, не требующего дополнительного укрепления.



Верхнее сферическое днище корпуса

D_R=2-R = 2-400 = 800 см

Обечайка корпуса ф 8000 мм

D_R = D = 800 см

Конической переход ф 8000 х ф 4500 мм

Обечайка 4500 мм

D_R = D = 450 см



Конический переход ф 4500 х ф 1600 мм

Обечайка ф 1600мм

D_R = D = 160 см

Расчёт укрепления штуцеров и люков.

Материал штуцеров и люков: Сталь 16ГС

Допускаемое напряжение при 300 °С - 151,0 МПа.

При укреплении отверстия утолщением стенки сосуда штуцера накладным кольцом, или торообразной вставкой, или отбортовкой должны выполняться условия:



Расчёт длины внешней и внутренней части штуцеров:

Расчётная ширина зоны укрепления в стенке обечайки перехода или днища:

Расчётная ширина накладного кольца:

Расчёт укрепления люка «D_2,3» в обечайке ф 8000 мм.

D_R = 800 см; d = 60 см; S = S₂ =2 см; S₁ = 1,6 см;

Условия укрепления:

83,4 см² > 29 см²

Вывод: условия укрепления выполнено.

Расчёт укрепления монтажного люка «3» в обечайке ф 8000 мм.

D_R = 800 см; d = 260 см; S = S₂ = 2 см; S₁ = 3 см;

Условия укрепления:

L_1R*(S₁-S_1R-C_s)*x₁+L_2R*S₂*X₂+L_3R*(S₃-2*C₃)*x₃+L_R*(S-S_R-c) ?0,5*(d_R-d_0R)*S_R

15*(3-0,35-0,2)*1+50*2*1+0+38*(2-1,06-0,2)?0,5*(260,4-15,2)*1,06