Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

Основной задачей нефтеперерабатывающей промышленности является обеспечение потребностей страны в энергоносителях, моторных топливах и смазочных маслах, а также сырье для нефтехимии.

В мировой нефтепереработке наметилась четкая тенденция повышения качества моторных топлив в направлении обеспечения их экологической безопасности при применении. Введенные в США и некоторых странах Европы новые стандарты на моторные топлива (реформулированные топлива) предусматривают достаточно резкое изменение компонентного состава, а также ограничения содержания ароматических углеводородов (особенно бензола), серы, азота, высококипящих фракций.

Современные отечественные процессы производства моторных топлив направлены на углубление переработки нефти с целью увеличения объемов производства топлив при экономии сырьевых ресурсов, на производство экологически безопасных дизельных топлив и некоторое качественное изменение состава бензинового фонда.

Однако чтобы достигнуть показателей моторных топлив в соответствии с новыми стандартами, потребуются значительные инвестиции в технологическую перестройку структуры нефтепереработки. Так, решение задачи снижения ароматических углеводородов в бензинах при неизменном октановом числе (или с его повышением) и сохранения объема производства при сужении фракционного состава потребует создания новых производств.

Для России в современных условиях особое значение приобретают малозатратные новые технологии, позволяющие эффективно использовать сырье в переработке нефти, обеспечивающие повышение качества и снижение энерго- и материалоемкости выпускаемой продукции. По-видимому, в последующие 10 - 15 лет эффективная схема нефтепереработки в России должна обеспечить:

? получение 60 - 65 % моторных топлив и порядка 10 ? 12 % сырьядля нефтехимии при глубине переработки нефти 80 ? 85 % и, какследствие, замену мазута в балансе котельно-печного топлива наприродный газ;

? повышение качества моторных топлив с точки зрения сниженияэкологической нагрузки при эксплуатации автотранспорта;

? квалифицированное использование нефтезаводских газов, которые в настоящее время в основном сжигаются на факелах.

Каталитический риформинг является важнейшим процессом современной нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Он широко используется для повышения детонационной стойкости бензинов и производства ароматических углеводородов, главным образом бензола, толуола и ксилолов. Важную роль играет каталитический риформинг также в обеспечении водородом процессов гидроочистки нефтяных продуктов.

Процесс риформинга бензиновых фракций в промышленности является неотъемлемым на нефтеперерабатывающих заводах наряду с процессами каталитического крекинга нефтяных фракций игидрокрекинга тяжелых остатков для производства высокооктановых бензиновых фракций - компонентов товарных бензинов. Процесс риформинга позволяет перерабатывать прямогонные и газоконденсатные низкооктановые бензиновые фракции в высокооктановые. Недостатками процесса риформинга являются производство углеводородных газов, которые не содержат непредельных углеводородов, и присутствие в бензинах-риформатах до 5 % масс. бензола. В современных высокооктановых бензинах стандартами допускается содержание бензола не выше 1 % масс.

На основании перечисленных выше достоинств и недостатков процесса риформинга происходит дальнейшее развитие таких установок и катализаторов для них, математических моделей и средств автоматизации и оптимизации условий их работы.

В последнее время в связи с ужесточением экологических требований к состоянию окружающей среды процессы риформинга стали переориентироваться на выпуск высокооктановых компонентов бензинов с повышенным содержанием в них изопарафинов и относительно уменьшенным содержанием ароматических углеводородов (АрУ). Для снижения содержания АрУ в бензиновой фракции создаются катализаторы с высокой изомеризующей активностью и внедряются новые процессы, например изоселектоформинг[1].

1. Теоретические основы процесса

1.1 Сущность процесса

Каталитический риформинг - сложный химический процесс, включающий разнообразные реакции, которые позволяют коренным образом преобразовать углеводородный состав бензиновых фракций и тем самым значительно улучшить их антидетонационные свойства [1].

Процесс каталитического риформинга предназначен для повышения детонационной стойкости бензинов и получения индивидуальных ароматических углеводородов, главным образом бензола, толуола, ксилолов ? сырья нефтехимии. Важное значение имеет получение в процессе дешевого водородсодержащего газа для использования в других гидрокаталитических процессах. Значение процессов каталитического риформинга в нефтепереработке существенно возросло в 1990-е гг. в связи с необходимостью производства неэтилированного высокооктанового автобензина.

Бензиновые фракции большинства нефтей содержат 60 ? 70 % парафиновых, 10 % ароматических и 20 ? 30 % пяти- и шестичленных нафтеновых углеводородов. Среди парафиновых преобладают углеводороды нормального строения и моно-метилзамещенные их изомеры. Нафтены представлены преимущественно алкилгомологами циклогексана и циклопентана, а ароматические ? алкилбензолами. Такой состав обусловливает низкое октановое число прямогонного бензина, обычно не превышающего 50 пунктов (по ММ).

Помимо прямогонных бензинов как сырье каталитического риформинга используют бензины вторичных процессов ? коксования и термического крекинга после их глубокого гидрооблагораживания, а также гидрокрекинга.

Выход прямогонных бензинов относительно невелик (около 15 ? 20 %от нефти). Кроме того, часть бензинов используется и для других целей (сырье пиролиза, производство водорода, получение растворителей и т. д.).Поэтому общий объем сырья, перерабатываемого на установках каталитического риформинга, не превышает обычно потенциального содержания бензиновых фракций в нефтях [2].

каталитический концентрация риформинг циркуляция

1.2 Химизм и механизм процесса

В результате реакций, протекающих на бифункциональных катализаторах риформинга, происходит глубокое изменение углеводородного состава бензиновых фракций. Основным и важнейшим направлением процесса каталитического риформинга является ароматизация нафтеновых углеводородов. В процессе риформирования на катализаторе протекают следующие реакции углеводородов:

1.2.1 Гидрокрекинг

Гидрокрекингу подвергаются парафиновые и в меньшей степени нафтеновые углеводороды. Гидрокрекинг парафинов идёт в несколько стадий через образование и распад карбоний-ионов. Среди продуктов реакции преобладают пропан и более высокомолекулярные парафиновые углеводороды.

Гидрокрекинг протекает на кислотных центрах катализатора, однако, начальная и конечная стадии процесса образование олефинов и гидрирования продуктов распада протекают на металлических участках катализатора, которым свойственна дегидрирующая функция.

Суммарные уравнения реакций гидрокрекинга:

C8H18 + H2 >C3H8 + C5H12

C8H18 + H2 > 2C4H10



1.2.2 Гидрогенолиз

В некоторых случаях, например при пуске установки на неосерненном катализаторе, заметное значение приобретает реакция гидрогенолиза парафиновых углеводородов, приводящая, в отличие от гидрокрекинга, к преимущественному образованию лёгких парафиновых углеводородов, особенно метана:

+H2 +H2

C8H18> C7H16+CH4> C6H14 + 2CH4

Гидрогенолиз протекает на металлических центрах катализатора. Разрыв углерод?углеродных связей при гидрогенолиземетилциклопентана, и в меньшей степени его гомологов, приводит к образованию парафиновых углеводородов:

1.2.3 Изомеризация

Изомеризация парафиновых углеводородов на катализаторах риформинга протекает через промежуточную стадию образования карбоний-ионов. В условиях риформинга изомеризация приводит к образованию малоразветвлённых изомеров:



CH3

|

CH3-CH-CH2-CH2-CH3

CH3-(CH2)4-CH3

CH3-CH2-CH-CH2-CH3

|

CH3

Одной из важнейших реакций риформинга является изомеризация алкилциклопентанов в алкилциклогексаны и циклогексан:

1.2.4 Дегидрирование нафтеновых углеводородов

Дегидрирование алкилциклогексанов является конечной стадией образования ароматических углеводородов:

> + 3Н2

1.2.5 Дегидроциклизация

Дегидроциклизация парафиновых углеводородов протекает через промежуточную стадию образования алкилциклопентанов и алкилциклогексанов с последующим дегидрированием алкилциклогексанов:



CH3?(CH2)4?CH3+Н2

CH3? (CH2)5?CH3 + Н2 > + 3Н2

В условиях риформинга протекают также реакции, практически не влияющие на выход основных продуктов реакции, но оказывающие существенное воздействие на активность и стабильность работы катализатора. К ним относятся реакции распада сернистых, азотистых, хлорсодержащих соединений, а также реакции, приводящие к образованию кокса на катализаторе.

Процесс образования кокса связан с протеканием реакций уплотнения молекул на поверхности катализатора и с их дегидрированием. По мере закоксовывания катализатора снижается не только его активность, но ухудшается и селективность процесса.

Коксообразованию способствует понижение парциального давления водорода и мольного отношения водорода к сырью, отравление катализатора контактными ядами, нарушение баланса гидрирующей и кислотной функции катализатора, переработка сырья с повышенным содержанием как лёгких (C5? C6), так и тяжёлых (>C10) углеводородов.

Реакции риформинга, ведущие к образованию ароматических углеводородов из парафинов и нафтенов, идут с поглощением тепла, реакции гидрокрекинга и гидрогенолиза экзотермичны, реакции изомеризации парафиновых и нафтеновых углеводородов имеют тепловой эффект, близкий к нулю.

Тепловые эффекты реакций риформинга для углеводородов C6 ? C10 при 500 °C имеют следующие значения, ккал/моль:

? дегидрирование нафтенов - 50

? циклизация парафинов в нафтены - 10

?дегидроциклизация парафинов - 60

? гидрокрекинг и гидрогенолиз парафинов - + 13

?гидрогенолиз нафтенов - + 23

Среди реакций риформинга с наибольшей скоростью протекает дегидрирование циклогексана и его гомологов в соответствующие ароматические углеводороды, а с наименьшей ?дегидроциклизация парафиновых углеводородов. Повышение температуры в наибольшей степени ускоряет реакции дегидроциклизации парафиновых углеводородов и гидрокрекинга. Скорости превращений парафиновых и нафтеновых углеводородов C6 ? C10 выше для компонентов с большим молекулярным весом [3].

1.3 Основные факторы, влияющие на процесс каталитического риформинга

Основными параметрами, влияющими на процесс каталитического риформинга,являются:

1.3.1 Температура

Температура оказывает значительное влияние на скорость протекающих реакций, которые, в конечном счёте, влияют на выход целевых продуктов. При увеличении температуры выход платформата снижается, а степень его ароматизации возрастает. Повышение температуры наряду с увеличением выхода ароматики ускоряет реакции расщепления углеводородов, главным образом парафиновых.

Температура на входе в реакторы при проведении процесса не должна превышать 530 °С.

Перепад температуры в реакторах риформинга определяется суммарным тепловым эффектом протекающих реакций. Общий тепловой эффект зависит от соотношения этих реакций на данной ступени риформинга.

Таблица 1.1 ? Реакции на ступенях риформинга

Ступени риформинга	1	2 и 3	4
Преобладающие реакции	Дегидрирование нафтенов	Дегидрирование нафтенов	Гидрокрекинг
		Дегидроциклизация парафинов	Дегидроциклизация
		Гидрокрекинг Изомеризация	Изомеризация

Температурный перепад, особенно в первой ступени риформинга, может служить характеристикой активности катализатора.

По мере отработки катализатора, накопления кокса в нём, понижения концентрации водорода в циркулирующем газе, суммарный перепад температуры в реакторах понижается.

Понижение перепада температуры в реакторах в некоторых случаях свидетельствует о чрезмерном содержании хлора на катализаторе.

1.3.2 Влияние давления

Парциальное давление водорода в зоне реакции оказывает существенное влияние на процесс ароматизации. Результаты расчётов для реакции дегидрирования шестичленных нафтенов показывают, что в одинаковых условиях, по мере возрастания давления водорода, степень превращения падает.

Процесс ароматизации парафиновых углеводородов тормозится с увеличением парциального давления водорода. В то же время увеличение парциального давления водорода замедляет реакции, приводящие к коксообразованию. Во всех случаях при повышении парциального давления водорода снижается содержание непредельных углеводородов в жидких продуктах реакции, газообразование возрастает и, следовательно, снижается выход платформата.

1.3.3 Влияние объёмной скорости подачи сырья

Выход ароматических углеводородов и концентрация их в продуктах за-висит от объёмной скорости подачи исходного сырья.

С увеличением объёмной скорости подачи сырья выход платформа та увеличивается, а степень ароматизации падает, что приводит к снижению суммарного выхода ароматических углеводородов в пересчёте на исходное сырьё и, соответственно, снижению октанового числа платформата. Однако это снижение в определённых пределах может быть скомпенсировано повышением температуры.

1.3.4 Кратность циркуляции и концентрация водородсодержащего газа

Процесс осуществляется в среде газа с концентрацией водорода от 80 до 73 % об. на начало и конец цикла соответственно.

Концентрация водорода в циркуляционном газе риформинга, а также кратность циркуляции определяет мольное соотношение "водород : сырьё". От величины этого параметра зависит интенсивность коксообразования и, следовательно, стабильность и срок службы катализатора.

Рекомендуемая кратность циркуляции водородсодержащего газа в системе риформинга не менее 750 нм3/м3 сырья и мольное отношение "водород : углеводород" не ниже 4:1. С уменьшением кратности циркуляции и концентрации водородсодержащего газа отложение кокса на катализаторе увеличивается [3].



1.4 Катализаторы и механизм их каталитического действия

Процесс каталитического риформинга осуществляют на бифункциональных катализаторах, сочетающих кислотную и гидрирующую-дегидрирующую функции. Гомолитические реакции гидрирования и дегидрирования протекают на металлических центрах платины или платины, промотированной добавками рения, иридия, олова, галлия, германия и др., тонко диспергированных на носителе.

Кислотную функцию в промышленных катализаторах риформинга выполняет носитель, в качестве которого используют оксид алюминия. Для усиления и регулирования кислотной функции носителя в состав катализатора вводят галоген: фтор или хлор. В настоящее время применяют только хлорсодержащие катализаторы. Содержание хлора составляет от 0,4 ? 0,5 до2,0 % масс.

Бифункциональный механизм доказан на примере использования катализаторов, содержащих только кислотные центры или только металлические центры, которые оказались исключительно малоактивными, в то время как даже механическая их смесь была достаточно активна. Благодаря бифункциональному катализу удается коренным образом преобразовать углеводородный состав исходного бензина и повысить его октановую характеристику на 40 ? 50 пунктов.

Платина на катализаторе риформинга не только ускоряет реакциигидрирования-дегидрирования, но и замедляет образование кокса наего поверхности. Обусловливается это тем, что адсорбированный наплатине водород сначала диссоциируется, затем активный (атомарный)водород диффундирует на поверхности катализатора к кислотным центрам, ответственным за образование коксовых отложений. Коксогеныгидрируются и десорбируются с поверхности. В этой связи скорость образования кокса при прочих равных условиях симбатно зависит от давления водорода. Поэтому минимальная концентрация платиныв катализаторах риформинга определяется необходимостью преждевсего поддерживать их поверхность в «чистом» виде, а не только с целью образования достаточного числа активных металлических центровна поверхности носителя.

В монометаллических алюмоплатиновых катализаторах риформинга содержание платины составляет 0,3 ? 0,8 % масс. Очень важно, чтобы платина была достаточно хорошо диспергирована на поверхности носителя. С увеличением дисперсности платины повышается активностькатализатора.

Используемые для промотирования металлы можно разделить на две группы. К первой из них принадлежат металлы 8-го ряда: рений и иридий, известные как катализаторы гидродегидрогенизации и гидрогенолиза. К другой группе модификаторов относят металлы, практически неактивные в реакциях риформинга, такие как германий, олово и свинец (IV группа), галлий, индий и редкоземельные элементы (III группа)и кадмий (из II группы).

К биметаллическим катализаторам относят платино-рениевыеи платино-иридиевые, содержащие 0,3 ? 0,4 % масс. платины и примерно столько же Re и Ir. Рений или иридий образуют с платиной биметаллический сплав, точнее кластер, типа Pt-Re-Re-Pt-, который препятствует рекристаллизации ? укрупнению кристаллов платины при длительной эксплуатации процесса. Биметаллические кластерные катализаторы (получаемые обычно нанесением металлов, обладающих каталитической активностью, особенно благородных, на носитель с высокоразвитой поверхностью) характеризуются, кроме высокой термостойкости, еще одним важным достоинством ? повышенной активностью по отношению к диссоциации молекулярного водорода и миграции атомарного водорода (спилловеру). В результате отложение кокса происходит на более удаленных от металлических центров катализатора, что способствует сохранению активности при высокой его закоксованности (до 20 % маc. кокса накатализаторе).

Из биметаллических катализаторов платино-иридиевый превосходит по стабильности и активности в реакциях дегидроциклизации парафинов не только монометаллический, но и платино-рениевый катализатор. Применение биметаллических катализаторов позволило снизить давление риформинга (от 3,5 до 2 ? 1,5 МПа) и увеличитьвыход бензина с октановым числом по исследовательскому методу до95 пунктов примерно на 6 % [2].



2. Выбор и обоснование технологии осуществления процесса

Технологическое оформление процесса каталитического риформинга определяется по способу проведения регенерации катализатора.

Процессы каталитического риформинга можно классифицировать по способу регенерации катализатора: без регенерации и с регенерацией. Регенеративные процессы в свою очередь можно разделить на процессы с непрерывной и периодической регенерацией катализатора; при такой классификации процессы характеризуются еще и состоянием катализатора. Неподвижный (стационарный) слой характерен для процессов с периодической регенерацией, а движущийся ? для процессов с непрерывной регенерацией.

Достоинством процесса каталитического риформинга с неподвижным слоем катализатора являлось отсутствие необходимости предварительной гидроочистки сырья и низкая стоимость катализатора, недостатком процесса являлся низкий выход катализата, высокий выход кокса и, как следствие, короткий цикл работы катализатора в реакторах.

Одним из путей интенсификации риформинга со стационарным слоем катализатора является снижение давления и повышение температуры процесса, что способствует углублению реакции ароматизации, а следовательно, и повышению октанового числа бензинов. Однако при этом происходит резкое возрастание коксообразования, которое приводит к быстрой дезактивации катализатора, снижению селективности процесса и, в конечном счете, к сокращению продолжительности рабочих циклов. Разработка и внедрение более стабильных катализаторов, обеспечивающих довольно длительный межрегенерационный период эксплуатации установок при низком давлении, сыграли важную роль в совершенствовании процесса риформинга. Однако возможности повышения стабильности катализатора не безграничны, поэтому возникла необходимость освоения принципиально новой технологии с непрерывной регенерацией катализатора ? процесс риформинга с НРК.

Технология риформинга с НРК позволила эксплуатировать установки в непрерывном режиме, исключив необходимость в периодических остановках процесса для проведения регенерации катализатора. Установка включает в себя несколько реакторов с движущимся слоем катализатора и специальный регенератор. Катализатор непрерывно циркулирует между реактором и регенератором, т.е. катализатор из первого реактора поочередно перетекает в последний, откуда закоксованный катализатор поступает в регенератор, далее регенерированный катализатор подается в первый реактор. Благодаря непрерывной регенерации катализатора на установках с НРК удается поддерживать более высокий уровень его активности, чем в системах с периодической регенерацией катализатора, в результате увеличивается выход жидких продуктов и водорода.

Принципиальная схема установки риформинга включает 4 блока:

? блок гидроочистки сырья ? бензиновых фракций (до содержания серы не более 1 мг/кг);

? нагревательно-реакторный блок;

? блок сепарации продуктовой смеси;

? блок стабилизациириформата.

Основные параметры процесса:

? температура в зонах реакции: 470 ? 530 °C;

? давление на выходе из четвертого реактора: 12 ? 13кгс/см2;

? объёмная скорость подачи сырья: 0,92? 2ч-1;

? циркуляция водородосодержащего газа: 900 ? 1300нм3/м3 сырья;

? мольное отношение водород:углеводород - не менее 4:1.



3. Характеристика качества сырья, целевых продуктов, катализаторов, побочных продуктов

Показатели качества, нормы по ГОСТу, области применения исходных реагентов, сырья и изготавливаемой продукции приводятся в таблице 3.1.

Таблица 3.1 - Характеристикакачества сырья, целевых продуктов, катализаторов, побочных продуктов

Наименование сырья, материалов, реагентов, катализаторов, полуфабрикатов, изготовляемой продукции	Показатели качества, подлежащие проверке	Норма по нормативному документу	Область применения изготовляемой продукции
1	2	3	4
2.1 Сырье блока каталитического риформинга
Гидроочищенная фракция 80 - 180°С	1.Фракционный состав, °С - НК, не ниже - 10 %, не ниже - КК, не выше	65 87 183	Сырьеблокакаталитического риформинга
	2.Содержание: - сера, ррm, не более - азот, ррm, не более	0,5 1,0
	- вода, ррm, не более - хлорорганические соединения, ррm, не более - мышьяк, ррb, не более - свинец, ррb, не более - железо, ррb, не более - никель, ррb, не более	5,0 1,0 5,0 5,0 5,0 5,0
2.2 Получаемые продукты блока каталитического риформинга
Бензин каталитического риформинга	1.Октановое число, не менее: - по исследовательскому методу, в пределах - по моторному, не менее	90 ? 100 80	В качестве компонента товарных бензинов. В качестве сырья уст. ВП-2 для выработки компонента авиационного бензина Б-91/115 или высокооктановых компонентов автомобильного бензина.
	2.Фракционный состав, °С: В летний период(с 01.04. по 01.10.): - НК, не ниже - КК, не выше В зимний период(с 01.10. по 01.04.): - НК, не ниже - КК, не выше	35 205 30 205
Углеводородный газ	1.Углеводородный состав, % масс.: - С5+, не более	20	Направляется в топливную сеть. Или отправляется как товар - «газ пиролиза» на ОАО «УОС» по договору.
Рефлюкс	1. Фракционный состав, ?С: - Н.К. - К.К.	не нормируется	Используется в качестве сырья на установке Сероочистки или отправляется на сторону как товар в составе фракции ПБПФ (по договору)
	2. Содержание С5, % об., не более	10,0
	3. Содержание сероводорода % масс, не более	0,002
ВСГ (водород содержащий газ)	1. Содержание водорода, % масс, не менее	70	Используется в процессе секции 100, секции 300или отправляется на сторону, как товар
2.3 Вспомогательные материалы
Катализатор риформинга RG-482	1.Содержании платины, % масс., не менее	0,3	Используется в реакторах секции 200 R-202 R-203 R-204
	2.Насыпная плотность, г/см3, в пределах	0,66 ? 0,67
	3.Объем пор, см3/г, не менее	0,60
	4.Удельная поверхность, м2/г, не менее	210
	5.Размеры экструдата, мм. - диаметр - длина, в пределах	1,2 4 ? 5
	6.Потери при прокаливании при 1200 °С, % масс., не более	5,0



4. Технологические расчеты процесса и основных аппаратов

4.1 Расчет процесса каталитического риформинга

4.1.1 Исходные данные

Исходные данные для расчета:

? рассчитать реакторный блок установки каталитического риформинга бензина, состав которого представлен в таблице 4.1, над стационарным слоем алюмоплатинового катализатора.

? производительность реакторного блока по сырью 1 100 000 т/г;

? температура реакции 530 °С (803 К);

? давление в начале процесса (на входе в первый реактор) 1,59?МПа;

? кратность циркуляции ВСГ=1300 нм3/м3;

? содержание водорода в ВСГ достигает 85 - 93 %об. Примерный состав ВСГ приведён в таблице 4.2;

? объёмная скорость подачи сырья =2 ч?1;

? число рабочих дней в году 335.

Таблица 4.1 - Качество сырья риформинга

Относительная плотность, г/см3	0,753
Фракционный состав, К	н.к.	353
	10% масс.	385
	50% масс.	406
	90% масс.	439
	к.к.	453
Углеводородный состав, % масс.	ароматические	11
	нафтеновые	35
	парафиновые	54



Таблица 4.2 - Состав водородсодержащего газа

Компонент	Н2	СН4	С2 Н6	С3 Н8	С4Н10	С5 Н12
Содержание, % об	86	4	5	3	1	1

Над платиновым катализатором при риформинге протекают следующие реакции:

превращение нафтеновых углеводородов в ароматические:

; (4.1)

превращение нафтеновых углеводородов в парафиновые:

; (4.2)

гидрокрекинг нафтеновых углеводородов:

; (4.3)

гидрокрекинг парафиновых углеводородов:

, (4.4)

где n - углеродное число (число углеродных атомов в молекуле углеводорода).

Для указанных реакций можно записать четыре дифференциальных уравнения, описывающих уменьшение количества углеводородов в результате химических превращений:



; (4.5)

; (4.6)

; (4.7)

, (4.8)

где Nн и Nп - доля нафтеновых и парафиновых углеводородов в питании, подвергнутых химическому превращению, кмоль/кмоль; - величина, обратная скорости подачи сырья, кг катализатора/(кмоль/ч) сырья; - константа скорости реакции, определяемая из графика (рисунок 4.1), кмоль/(ч?Па·кг катализатора); - парциальные давления нафтеновых, ароматических, парафиновых углеводородов и водорода, Па; - константа химического равновесия, Па3; - константа скорости реакции, определяемая из графика (рисунок 4.2),кмоль/(ч?Па·кг катализатора).

Константы химического равновесия рассчитываются по уравнениям:

; (4.9)

, (4.10)

где Т - температура в реакторе, К.

Уравнения (4.5) - (4.8) не учитывают состояния катализатора. Однако ввиду отсутствия в литературе сведений о зависимости степени химических превращений при риформинге от состояния катализатора, из-за малого (всего 0,5 - 0,7 %) содержания платины в катализаторе и возможности компенсации снижения активности катализатора некоторым повышением температуры процесса, указанные уравнения обеспечивают достаточную точность при проектировании.

В уравнениях (4.5) - (4.8) уменьшение количества углеводородов в питании в результате химических превращений выражено в мольных долях, а состав питания задан в массовых долях. Для пересчёта состава питания воспользуемся формулой

Мсуi = Мiуi', (4.11)

где Мс? средняя молекулярная масса сырья; Mi? средняя молекулярная масса i?го компонента сырья; yi? содержание i-го компонента в питании в массовых долях; yi'? то же в мольных долях.

Рисунок 4.1 - График для определения константы k1



Рисунок 4.2 - График для определения константы k2

Рисунок 4.3 - График для определения констант k3 и k4

Средняя молекулярная масса сырья

Мс = 0,4 Т50 - 45, (4.12)

где Т50 - температура выкипания 50% бензина (таблица 4.1), К.

Мс= 0,4· 406 - 45 = 117,4 кмоль/кг.

Средние молекулярные массы ароматических, нафтеновых и парафиновых углеводородов питания можно рассчитать, исходя из условия, что число атомовn углерода в них будет одно и то же. Формулы для расчёта молекулярных масс углеводородов питания представлены в таблице 4.3.

Для того чтобы определить углеродное число n, используется формула

, (4.13)

где уА, ун, уп? содержание ароматических, нафтеновых, парафиновых углеводородов в питании (таблица 4.1), масс.доли; Ма, Мн, Мп? средние молекулярные массы углеводородов (таблица 4.3).

Таблица 4.3 ? Расчётные формулы молекулярных масс углеводородов

Углеводород(компонент)	Формулауглеводорода	Формула для расчёта молекулярной массы по углеродному числу
Ароматические	СnH2n- 6	Ма = 12n + 1 (2n?6) = 14n ? 6
Нафтеновые	CnH2n	Мн = 12n + 1 2n = 14n
Парафиновые	CnH2n+2	Мп = 12n +1 (2n+2)= 14n+ 2

Формула для подсчёта величины Мс:

; (4.14)

После преобразований получается кубическое уравнение:

; (4.15)

Подставив в уравнение известные значения Мс, уА, ун иуп, получим

; (4.16)



Найти значение n можно также при помощи программы Excel. Получается n=8,3557.

Если состав сырья задан в мольных долях, то для расчета углеродного числа можно воспользоваться формулой

, (4.17)

где у'п и у'а- содержание парафиновых и ароматических углеводородов в сырье, мольн. доли.

Числовые значения молекулярных масс углеводородов (таблица 4.3):

;

;

Пересчет состава сырья представлен в таблице 4.4.

Таблица 4.4 - Пересчёт массового состава сырья в мольный

Компоненты	Молекулярная масса, Мi	Содержание в сырье
		yi, масс. доли	, мольн. доли
СnH2n- 6	110,9802	0,11	0,116
CnH2n	116,9802	0,35	0,351
CnHn+2	118,9802	0,54	0,533
Сумма	-	1,00	1,000

Парциальные давления компонентов всырье ввиду не очень высокого давления и значительного разбавления водородом рассчитаются по формуле

, (4.18)

где - общее давление в аппарате, Па; - содержание i-го компонента в смеси газов, мольн. доли.

Количество сырья (в кмоль) равно:

, (4.19)

где Gc - количество сырья, кг/ч.

Рассчитывается величина Gc:

кг/ч.

Подставив числовое значение величины Gc в предыдущую формулу, получим

кмоль/ч.

Расчетные данные по количеству и составу сырья приведены в таблице 4.5.

Таблица 4.5 - Количество и состав сырья

Компонент	Мольная доля	Количество, кмоль / ч
	0,116	135,61
	0,351	409,35
	0,533	620,95
Сумма	1,000	1165,90

Количество водородсодержащего газа

, (4.20)

где nг - кратность циркуляции газа, нм3/м3; - плотность сырья в жидком виде (при н.у.), кг/м3.

Плотность сырья

, (4.21)

кг/м3.

Подставив в формулу (4.20) числовые значения величин, найдем

м3/ч.

Количество циркулирующего газа равно

; (4.22)

кмоль/ч.

Данные по определению состава циркулирующего газа приведены в таблице 4.6.

Таблица 4.6 - Состав циркулирующего газа

Компонент	Молекулярная массаМi	Содержание y'Гi, мол.доли		Количество ,кмоль/ч
Н2	2	0,86	1,72	9068,50
СН4	16	0,04	0,64	421,79
С2Н6	30	0,05	1,50	527,24
С3Н8	44	0,03	1,32	316,34
С4Н10	58	0,01	0,58	105,45
С5Н12	72	0,01	0,72	105,45
Сумма	-	1,00	6,48	10544,77

Общее количество парафиновых углеводородов в циркулирующем газе

10544,77?9068,50 = 1476,27кмоль/ч.

Данные расчета по определению состава смеси сырья и ВСГ и парциальные давления ее компонентов приведены в таблице 4.7.

Количество катализатора, необходимое для проведения реакции:

; (4.23)

м3.

Насыпная масса алюмоплатинового катализатора равна =500 -650 кг/м3. Приняв насыпную массу катализатора кг/м3, найдём количество катализатора:

; (4.24)

кг.

Таблица 4.7 - Парциальные давления компонентов смеси сырья и циркулирующего ВСГ

Компоненты	Количество n3i, кмоль/ч	Содержание, мольн. доли	Парциальное давление Па
	135,61	0,0116	39718,80
	409,35	0,0350	119895,98
	620,95	0,0530	181872,90
H2	9068,50	0,7744	2656120,59
*	1476,27	0,1261	432391,72
Сумма	11710,67	1,0000	3430000,00

* Здесь и далее звездочкой обозначены парафиновые углеводороды циркулирующего водородсодержащего газа

Примем число реакторов nр = 3. Катализатор между реакторами распределяют в отношении 1:2:4. Общее количество катализатора первоначально распределим между тремя реакторами в указанном отношении (таблица 4.8). Последующим расчётом уточним распределение катализатора между реакторами.

Таблица 4.8 - Предварительное распределение катализатора по реакторам

Номер реактора	Количество катализатора
	vкi, м3	Gкi, кг
1	12,98	7786,90
2	25,96	15573,81
3	51,91	31147,62
Сумма	90,85	54508,33

4.1.2 Расчет первого реактора

4.1.3.1 Материальный баланс первого реактора

Определяется константа скорости реакции ароматизации. Зная температуру подачи сырья в первый реактор Твх.1=803 К, при получим кмоль/(чПа кг катализатора).

Определяется константа химического равновесия реакции ароматизации. При температуреК по уравнению (4.9) найдём:

Па.

Определяется уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции ароматизации. Подставив числовые значения найденных величин в уравнение (4.5), определим относительное уменьшение количества нафтеновых углеводородов в реакторе в результате первой реакции, кмоль/ч•кг катализатора:

После разделения переменных и интегрирования имеем

. (4.25)

Знак минус в левой части полученного уравнения указывает на уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции их ароматизации, знак плюс в правой части ? на преобладание прямой реакции. Если бы в правой части уравнения был получен знак минус, то преобладала бы обратная реакция.

Величина для первого реактора:

, (4.26)

где nс1 = nc - количество сырья, подаваемого в первый реактор, кмоль/ч.

катализатора/(кмоль/ч) сырья.

Доля нафтеновых углеводородов, подвергнутых ароматизации:

.

Количество нафтеновых углеводородов, которое осталось после реакции ароматизации:

, (4.27)

где мольная доля нафтеновых углеводородов в сырье (таблица 4.5).

(0,351?0,251)·1165,90 = 117,13кмоль/ч .

Количество нафтеновых углеводородов, которое превратилось в ароматические углеводороды:

, (4.28)

где nсн1 - количество нафтеновых углеводородов в сырье (таблица 4.5).

кмоль/ч.

Определяется константа скорости реакции превращения нафтеновых углеводородовв парафиновые. При температуре сырья Твх.1=803 К и при находимкмоль/(чПакг катализатора).

Определяется константа химического равновесия реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые. При температуре Твх.1=803 К по уравнению (4.10)

Па-1.

Величина <1 указывает на преобладание обратной реакции - превращение парафиновых углеводородов в нафтеновые.

Определяется увеличение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции превращения парафиновых углеводородов в нафтеновые. Подставив числовые значения величин в уравнение (4.6), вычислим относительное увеличение количества нафтеновых углеводородов в реакторе в результате второй реакции, кмоль/(чкг катализатора):

= 0,000743.

Разделяя переменные и интегрируя, получим долю парафиновых углеводородов, подвергнутых превращению в результате второй реакции:

; (4.29)

.

Количество нафтеновых углеводородов после проведения первой и второй реакций:

; (4.30)

(0,351 ? 0,251+0,005)· 1165,90 = 122,92кмоль/ч.

Количество парафиновых углеводородов, превращенных в нафтеновые:

; (4.31)

кмоль/ч.

Определяются константы скорости реакции гидрокрекинга нафтеновых углеводородов. При Твх.1=803 К и при находим кмоль/(чкг катализатора).

Определяется уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции гидрокрекинга. Подставив числовые значения величин в уравнение (4.7), определим относительное уменьшение количества нафтеновых углеводородов в реакторе в результате третьей реакции:

кмоль/(чкг катализатора).

Разделяя переменные и интегрируя, получим долю нафтеновых углеводородов, оставшихся после проведения первых трёх реакций:

; (4.32)

.

Количество нафтеновых углеводородов, которое осталось после проведения первых трех реакций:

; (4.33)

0,351 ? 0,251+0,005 - 0,0231)· 1165,90 = 95,94кмоль/ч.

Количество нафтеновых углеводородов, которое подвергнуто гидрокрекингу:

; (4.34)

кмоль/ч.

Определяется уменьшение количества парафиновых углеводородов в результате реакции гидрокрекинга. По уравнению (4.8) вычислим относительное уменьшение количества парафиновых углеводородов в реакторе в результате четвертой реакции:

кмоль/(чкг катализатора).

При этом следует иметь в виду, что константы скоростей реакций гидрокрекинга нафтеновых и парафиновых углеводородов равны = 0,1 кмоль/(чкг катализатора).

Доля парафиновых углеводородов, подвергнутых гидрокрекингу

.

Количество парафиновых углеводородов питания, которое осталось после реакции гидрокрекинга:

, (4.35)

где -мольная доля парафиновых углеводородов в сырье реактора (таблица 4.5).

(0,533?0,0354)· 1165 = 579,94 кмоль/ч.

Количество парафиновых углеводородов, которое подверглось гидрокрекингу и превратилось в газ:

, (4.36)

620,95 - 579,94 = 41,01кмоль/ч.

На основе рассчитанного количества прореагировавшего сырья и стехиометрических уравнений (4.1) - (4.4) в таблице 4.9 сделан расчёт материального баланса реакций.

Таблица 4.9 - Материальный баланс реакций

Количество компонентов, вступивших в реакцию, кмоль/ч	Количество продуктов реакции, кмоль/ч

Из таблицы 4.9 следует, что в результате гидрокрекинга получается углеводородный газ, который обогатит циркулирующий газ. Количество углеводородного газа, образовавшегося в реакторе, приn = 8,3557 равно

·(CH4+C2H6+C3H8+C4H10+C5H12) =

= 37,88·(CH4+C2H6+C3H8+C4H10 +C5H12).

Состав газа, покидающего реактор (таблица 4.10), рассчитывается на основе данных таблиц 4.3, 4.5, 4.6 и 4.9. Этот расчет необходим для составления материального баланса реактора.

Материальный баланс реактора составляется для определения выхода продуктов риформинга.

Расчет средней молекулярной массы водородсодержащего газа на выходе из реактора представлен в таблице 4.11.

Средние молекулярные массы углеводородов, СnH2n и , покидающих реактор, не будут равны соответствующим числовым значениям величин на входе в реактор. Рассчитываются новые числовые значения средних молекулярных масс указанных углеводородов.

Таблица 4.10 - Состав газа, покидающего реактор

Компонент	Приход, кмоль/ч	Расход, кмоль/ч
	135,61	135,61 +292,21 = 427,82
	409,35	409,35 - 292,21 + 5,79 - 26,98 = 95,94
	620,95	620,95 - 5,79 - 41,01 = 574,15
Сумма	1165,90	1097,91
Циркулирующий газ
Н2	9068,50
СН4	421,79	421,79 +37,88= 459,67
С2Н6	527,24	527,24+37,88 =565,11
С3Н8	316,34	316,34+37,88= 354,22
С4Н10	105,45	105,45+37,88= 143,32
С5Н12	105,45	105,45+37,88= 143,32
Сумма	10544,77	11468,21
Всего	11710,67	12566,11

Таблица 4.11 - Расчёт средней молекулярной массы ВСГ

Компоненты	Молекулярная масса, Мi	Количествоni, кмоль/ч	Содержание,мольн.доли
Н2	2	9802,56	0,8548	1,71
СН4	16	459,67	0,0401	0,64
С2Н6	30	565,11	0,0493	1,48
С3Н8	44	354,22	0,0309	1,36
С4Н10	58	143,32	0,0125	0,72
С5Н12	72	143,32	0,0125	0,90
Сумма	-	11468,21	1,0000	6,81

Количество обогащённого циркулирующего газа на выходе из реактора представлено в таблице 4.11.

кг/ч.

Из материального баланса реактора следует, что количество углеводородов, покидающих реактор, равно разности между количеством всего газового потока и количеством обогащённого водородсодержащего газа:

205146,01- 78131,03= 127014,98кг/ч.

Уравнение материального баланса для углеводородов, покидающих реактор:

.

С учётом данных таблицы 4.3 это уравнение принимает вид

.

После вычисления найдем, что углеродное число равно n = 8,3557.

Числовые значения молекулярных масс углеводородов, покидающих реактор (таблица 4.3)

;

;

.

Таблица 4.12 - Материальный баланс реактора

Компоненты	Количество ni, кмоль/ч	Содержание ,мольн. доли	Средняя молекулярная масса Мi	Количество, кг/ч
Приход
	135,608	0,0116	110,9802	15049,75
	409,348	0,0350	116,9802	47885,57
	620,949	0,0530	118,9802	73880,60
H2	9068,50	0,7744	6,4800	68330,09
*	1476,27	0,1261
Сумма	11710,671	1,0000	-	205146,01
Расход
	427,821	0,0340	110,9802	47479,71
	95,936	0,0076	116,9802	11222,57
	574,152	0,0457	118,9802	68312,70
H2	9802,556	0,7801	6,8128	78131,03
*	1665,65	0,1326
Сумма	12566,11	1,0000	-	205146,01

4.1.3.2 Тепловой баланс первого реактора

Основные реакции риформинга (4.1) - (4.2) протекают с поглощением тепла. Перепад температуры в реакторах зависит от группового углеводородного состава сырья и температуры реакции. В первом реакторе перепад температуры может достигать 35 - 80 К, во втором 8 - 40 К и в третьем 0 - 17 К.

Уравнение теплового баланса реактора в общем виде:

Q1 = Q2 + Q3 + Q4; (4.37)

Левая часть уравнения учитывает приход тепла с сырьём и циркулирующим газом (в кВт). Правая часть уравнения учитывает расход тепла (в кВт): Q2- на реакции риформинга; Q3- с продуктами реакции и циркулирующим газом; Q4 - потери в окружающую среду.

Рассчитаем энтальпию газового потока на входе в аппарат. Предварительный расчёт показывает, что ввиду не очень высокого давления и значительного разбавления водородом поправка на давление величины энтальпии не требуется. Состав потока в мольных долях пересчитаем в массовые доли. Энтальпию при температуре Твх.1=803 К для водорода, метана, этана, пропана, октана и пентана найдём в [12]. Для удобства определения энтальпии компонентов ВСГ при температурах от 700 до 850 К представим зависимость теплосодержаний углеводородов от температуры в следующем виде:

, (4.38)

где Н ? теплосодержание компонента, кДж/кг; a, b ? коэффициенты, рассчитанные на основе справочных данных, (табл. 4.13); T ? температура, при которой определяем теплосодержание, К; t ? температура, при которой определяем теплосодержание, °С.

Таблица 4.13 - Коэффициенты уравнения (4.38)

Коэффициент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан	Пентан
a	0,00038	0,00150	0,00174	0,00181	0,00177	0,00176
b	12,86388	2,24761	1,84776	1,78125	1,80493	1,80117

Для ароматических СnH2n-6, нафтеновых СnH2n и парафиновых СnH2n+2 углеводородов сырья в парообразном состоянии числовые значения энтальпии определяются по таблицам [11] или по формуле (в кДж/кг):

.(4.39)

При этом возникает необходимость расчёта относительной плотности углеводородов по известной величине их молекулярной массы. Для этого воспользуемся формулой Крэга

. (4.40)

Найденные значения относительной плотности углеводородов представлены в таблице 4.14.



Таблица 4.14 - Относительные плотности углеводородов

Углеводороды	Относительная плотность
	на входе в реактор	на выходе из реактора
Ароматические	0,736	0,734
Нафтеновые	0,747	0,745
Парафиновые	0,751	0,748

Расчёт энтальпии питающей смеси по формулам (4.38) и (4.39) приведён в таблице 4.15.

Тепловой эффект реакций, пользуясь законом Гесса, рассчитать нельзя из-за незнания детального химического состава сырья и продуктов реакции. Поэтому воспользуемся следующей формулой [11]:

, (4.41)

где х - выход водорода в расчёте на исходное сырьё, % масс.

Из материального баланса реактора (таблица 4.12) следует, что в результате риформинга получен водород в количестве

кмоль/ч.

Или

; (4.42)

кмоль/ч.

Тогда

; (4.43)

% масс.,

а тепловой эффект реакции по формуле (4.41)

кДж/кг.

Таблица 4.15 - Энтальпия питающей смеси

Компонент	Молекулярная массаМi	Количествоni,кмоль/ч	Содержание, мольн. доли		Содержание , масс.доли	Энтальпия, кДж/кг
Н2	2,16	9068,50	0,774	1,673	0,094	6979,58	659,17
СН4	16,33	421,79	0,036	0,588	0,033	1829,62	60,76
С2Н6	30,5	527,24	0,045	1,373	0,078	1719,84	133,34
С3Н8	44,67	316,34	0,027	1,207	0,068	1714,38	116,80

Подобные документы

• Каталитический риформинг

  Понятие, общая характеристика и предназначение процесса каталитического риформинга. Химические основы процесса риформинга: превращение алканов, циклоалканов, аренов. Катализаторы и макрокинетика процесса. Промышленные установки каталитического процесса.
  
  курсовая работа [1,2 M], добавлен 13.10.2011
  

• Принципиальная технологическая схема получения высокооктанового бензина

  Процесс каталитического риформинга, его сущность и особенности, место в производстве неэтилированных высокооктановых бензинов. Главные недостатки каталитического риформинга. Риформирование прямогонных бензинов в высокооктановые, его этапы и особенности.
  
  реферат [37,7 K], добавлен 17.02.2009
  

• Каталитический риформинг

  Основные реакции каталитического риформинга. Превращения шестичленных нафтенов. Реакции дегидрирования, изомеризации. Превращения метилциклогексана на платиновом катализаторе. Основные технологические схемы современных нефтеперерабатывающих заводов.
  
  курсовая работа [651,4 K], добавлен 06.02.2011
  

• Катализаторы риформинга нефтяных фракций

  Технические подробности каталитического риформинга: особенности и этапы, химизм данного процесса, кинетические схемы, платформинг. Ретроспектива совершенствования: оксидные, монометаллические и биметаллические катализаторы. Действие каталитических ядов.
  
  реферат [941,2 K], добавлен 16.05.2015
  

• Каталитический крекинг нефтяных фракций

  Основные представления о катализе и свойствах катализаторов. Сырье и продукты каталитического крекинга. Технологический режим и материальный баланс процесса. Установка каталитического крекинга с шариковым катализатором. Контроль и регулирование процесса.
  
  курсовая работа [292,4 K], добавлен 26.11.2011
  

• Гидрооочистка дизтоплива

  Исследование технологии установки каталитического крекинга с прямоточным лифт-реактором. Характеристика продуктов секции "Каталитического крекинга" комбинированной установки глубокой переработки мазута КТ-1 ТОО "ПНХЗ", оценка их выходных свойств.
  
  дипломная работа [258,6 K], добавлен 31.05.2014
  

• Колонна стабилизационная установки каталитического риформинга бензиновых фракций

  Назначение, схема обвязки и принцип действия колонного аппарата. Выбор основных элементов корпуса и опорной обечайки. Устройство и принцип действия массообменных устройств. Расчет аппаратов на прочность. Определение коэффициента прочности сварного шва.
  
  курсовая работа [2,0 M], добавлен 18.05.2014
  

• Химические способы переработки нефти

  Углубляющие, облагораживающие и прочие химические способы переработки нефти. Сущность процесса термического и каталитического крекинга. Процесс переработки твёрдого топлива нагреванием без доступа кислорода (коксование). Каталитический риформинг.
  
  презентация [241,6 K], добавлен 20.12.2012
  

• Каталитический крекинг

  Промышленные катализаторы крекинга. Основное назначение процесса. Недостатки системы Гудри. Материалы, используемые для изготовления реактора и регенератора. Десорберы различных установок каталитического крекинга. Концевые устройства лифт-реактора.
  
  презентация [2,2 M], добавлен 12.11.2015
  

• Аэроформинг

  Суть производства неэтилированных высокооктановых бензинов. Главные недостатки каталитического риформинга. Определение фракционного и компонентного состава сырья. Требования Евро-4 для бензинов. Повышение октанового числа прямогонных бензиновых фракций.
  
  реферат [873,0 K], добавлен 17.02.2009
  

• Каталитические процессы в нефтепереработке

  Современные катализаторы, используемые в процессах нефтепереработки, критерии оценки их эффективности и особенности использования. Методологические основы процесса каталитического крекинга. Определение непредельных углеводородов в нефтяных фракциях.
  
  курсовая работа [508,1 K], добавлен 20.04.2016
  

• Окислительная способность композитов на основе железа

  Механизм каталитического окисления метана до формальдегида. Анализ свойств композитов на основе железа в изучаемой реакции. Проведение исследования метода потенциометрического титрования. Сущность приспособления действий хлорсодержащих активаторов.
  
  дипломная работа [1,5 M], добавлен 05.07.2017
  

• Переработка нефти

  Характеристика физических и химических свойств нефти, ее добыча, состав и виды фракций при перегонке. Особенности переработки нефти, сущность каталитического крекинга и коксования. Применение нефти и экологические проблемы нефтеперерабатывающих заводов.
  
  презентация [329,5 K], добавлен 16.05.2013
  

• Производство хлорбензола

  Исследование основных физико-химических свойств сырья и готовой продукции, каталитического и окислительного процесса хлорирования, алкилирования и гидрирования бензола. Характеристика взаимодействия бензола с хлором, спиртами и неорганическими кислотами.
  
  курсовая работа [97,5 K], добавлен 24.10.2011
  

• Каталитическое деалкилирование ароматических углеводородов

  Роль ароматических углеводородов и их производных. Сущность и механизм процесса деалкилирования толуола для получения бензола. Сырье и назначение. Конструктивное устройство и схема промышленной установки каталитического гидродеалкилирования толуола.
  
  презентация [164,3 K], добавлен 10.12.2016
  

• Полимербензин

  Каталитический риформинг и работа установки полимеризации пропан-пропиленовой фракции: характеристика объекта, назначение установки, краткое описание технологической схемы. Особенности технологического режима, оборудование и автоматизация производства.
  
  реферат [472,8 K], добавлен 06.11.2012
  

• Назначение процесса сернокислотного алкилирования изопарафинов олефинами. Пиролиз

  Технологические особенности процесса сернокислотного алкилирования изопарафинов олефинами. Выбор типа и конструкции реактора. Механизм пиролиза пентана. Катализаторы риформинга и уравнения протекающих реакций. Этерификация спиртов карбоновыми кислотами.
  
  реферат [1,0 M], добавлен 28.02.2009
  

• Понятие детонационной стойкости и октанового числа. Риформинг. Крекинг

  Кислородсодержащие высокооктановые добавки, их достоинства и недостатки. Реакция этерификации. Назначение процесса риформинга, возможные реакторные схемы и основные реакции. Виды крекинга, отличия и сходства этих процессов по сырью, продуктам и режимам.
  
  реферат [22,5 K], добавлен 28.02.2009
  

• Взаимодействие кобинамида с фруктозой

  Свойства нитрита натрия. Кинетика и механизм взаимодействия кобинамида с фруктозой. Роль денитрификации в биогеохимическом цикле азота. Изучение процессов каталитического восстановления нитрита. Микробиологическая и физиологическая деятельность углеводов.
  
  курсовая работа [544,5 K], добавлен 19.03.2015
  

• Производство азотной кислоты под повышенным давлением

  Теоретические основы каталитического окисления аммиака. Получение неконцентрированной азотной кислоты под давлением 0,73МПа. Конструкция основного аппарата и вспомогательного оборудования. Автоматизация технологического процесса. Анализ готовой продукции.
  
  дипломная работа [244,8 K], добавлен 03.11.2013
  

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