Автоматичні системи керування технологічним процесом
Розрахунок реакторного блока. Вибір трубчатої печі. Розробка автоматизованої системи керування технологічними процесами, її функціональної схеми. Розрахунок собівартості виробництва продукції та показників ефективності проектного і базового цеху.
| Рубрика | Производство и технологии |
| Вид | дипломная работа |
| Язык | украинский |
| Дата добавления | 23.09.2014 |
| Размер файла | 321,8 K |
Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже
Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.
G2 = 2*10*0,667/267= 0,06 %.
Мольну частка водню, розчиненого в гидрогенізаті можна розрахувати з умов фазової рівноваги в газосепараторі високого тиску
x'H2 = y' H2/Kp = 0,8/30 = 0,027(5.9)
де y' H2, x'H2 - мольні частка водню в паровій і рідкій фазах (у даному прикладі y' H2 дорівнює молярній або об'ємній концентрації водню в циркулюючому газі);
Kp - константа фазової рівноваги (для умов газосепаратора
високого тиску при 40 °С и 4 МПа /СР=30).
Втрати водню від розчинення в гидрогенізаті G3 (%масс.) по сировині складають
G3 = x'H2*М H2*100/ x'H2*М H2 + (1 - x'H2)* М(5.10)
G3 = 0,027*2*100/0,027*2 + 0,973*267 = 0,021 (%масс.)
Окрім цих втрат мають місце втрати водню за рахунок дифузії водню через стінки апаратів і витоку через нещільність, так звані механічні втрати. За практичними даними, ці втрати складають близько 1% від загального об'єму циркулюючого газу. Механічні втрати G4 (% мас.) на сировині рівні
G4= ч*0,01* М H2*100/( с*22,4)(5.11)
де ч - кратність циркуляції водневмістногого газу, нм3/м3;
с - густина сировини, кг/м3.
Таким чином
G4 = 300*0,01*2*100/(883,3*22,4) =0,03% (масс).
5.1.3 Втрати водню з вітдувом.
Склад водневмістногого газу представлений у таблиці 5.1:
Таблиця 5.1 Склад водневмістногого газу
|
Вміст компонента |
H2 |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
?C4H10 |
C5+ |
|
|
% (об.) |
85,0 |
7,0 |
5,0 |
2,0 |
1,0 |
- |
|
|
% (масс.) |
29,4 |
19,4 |
26,0 |
15,2 |
10,0 |
- |
Для нормальної експлуатації установок гідроочистки вміст водню в циркулюючому газі повинен бути не нижче 75 - 85 % (об.). Зменшенню концентрації водню сприяють наступні чинники: 1) хімічне споживання водню на реакції гідрування і гидрогеноліза; 2) розчинення водню в рідкому гидрогенізаті, що виводиться з установки; 3) утворення газів гідрокрекінгу, які накопичуючись в циркулюючому ВСГ, розбавляють водень.
Концентрація водню в системі підвищується за рахунок розчинення вуглеводневих газів в рідкому гидрогенізаті і збільшення концентрації H2 у водневмістному газі, що поступає з установок реформінга. Для підтримки постійного тиску в системі об'єм газу, що поступає і утворюється, повинен бути рівний об'єму газу, що відходить з системи і поглиненого в ході хімічної реакції.
Об'ємний баланс по водню і вуглеводневим газам записують в наступному вигляді:
V0*y0' = Vp + Vотд* y'(5.12)
V0*(1 - y0') + Vг.к = Va + Vотд *(1 - y')(5.13)
де V0 ,Vp ,Vотд , Vг.к , Va - об'єми свіжого ВСГ, хімічно реагуючого і абсорбуємого гидрогенізатом водню, віттдува, газів гідрокрекінгу і газів, що абсорбуються рідким гидрогенізатом відповідно, м3/год;
y0', y' - об'ємні концентрації водню в свіжому і циркулюючому ВСГ.
Найбільш економічний по витраті водню режим без віттдува ВСГ можна підтримувати, якщо гази, що утворюються при гідрокрекінгу, і гази, що поступають в систему з свіжим ВСГ, повністю сорбували в газосепараторі в рідкому гидрогенізате, тобто:
V0*(1 - y0') + Vг.к ? Va(5.14)
Реалізації цієї умови сприяє збільшення концентрації водню в свіжому ВСГ, зменшення реакцій гідрокрекінгу і підвищення тиску в системі. Якщо балансові вуглеводневі гази повністю не сорбували, то частина їх виводиться з отдувом. Рішенням системи рівнянь (5.12) і (5.13) одержуємо об'єм газів вітдува
Vотд = Vp*(1 - y0') + (Vг.к - Va)* y0'/ y0'- y'(5.15)
Об'єм водню в отдуваємому газі рівний Vотд* y'. Тоді загальна витрата водню при гідроочищенні з урахуванням газу вітдува складе
Vp + Vотд* y' = Vp*(1 + (1 - y0')* y'/ y0'- y') + (Vг.к - Va)* (y0'*y'/ y0'- y')
Розрахунок рекомендується вести на 100 кг початкової сировини, оскільки при цьому абсолютні значення витратних показників (у % масс.) можна використовувати з розмірністю кг:
Vp = 0,229*22,4/2 = 2,565 м3 (5.16)
Vг.к = 0,3*22,4/Мг.к = 0,3*22,4/37 = 0,182 м3
де Мг.к - середня молекулярна маса газів гідрокрекінгу; при однаковому молярному вмісті газів С1, С2, С3 и С4 вона рівна:
Мг.к =(16+ +30+44+58)/4 = 37
Кількість вуглеводневих газів, що абсорбуються рідким гидрогенізатом, можна визначити, якщо допустити, що циркулюючий водневмісний газ прийнятого складу знаходиться в рівновазі з рідким гидрогенізатом. Вміст окремих компонентів в циркулюючому газі і константи фазової рівноваги в умовах газосепаратора високого тиску (40 °С и 4,0 МПа) приведені нижче в таблиці 5.2:
Таблиця 5.2Вміст окремих компонентів в циркулюючому газі і константи фазової рівноваги
|
Вміст компонента |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
C4H10 |
|
|
yі', мольні долі |
0,20 |
0,05 |
0,02 |
0,01 |
|
|
Константа фазової рівноваги, Kpі |
3,85 |
1,2 |
0,47 |
0,18 |
Кількість абсорбованого компоненту i в кг на 100 кг гидрогенізату дорівнює
gi = xi'*Mi*100/Mг (5.17)
Кількість абсорбованого компоненту i (нi, м3 на 100 кг гидрогенізата) складає
нi = gi*22,4/ Mi = xi'*100*22,4/Mг (5.18)
Підставляючи у вираз (6.3.10) відповідні значення xi'= yі'/ Kpі, одержимо об'єм кожного компоненту, розчиненого в гидрогенізаті
н CH4 = 0,2*100*22,4/3,85*267 = 0,436 м3 (5.19)
н C2H6 = 0,05*100*22,4/1,2*267 = 0,35 м3 (5.20)
н C3H8 = 0,02*100*22,4/0,47*267 = 0,357 м3 (5.21)
н C4H10 = 0,01*100*22,4/0,18*267 = 0,466 м3 (5.22)
Сумарний об'єм абсорбованих газів буде рівний
? нi = 1,609 м3
Балансовий об'єм вуглеводневих газів, що поступають до газосепаратора (гази гідрокрекінгу і що вносяться з свіжим ВСГ) складає:
1,13*(1-- 0,85) + 0,182 = 0,662 < ? нi(5.23)
Оскільки виконується вимога рівняння, можлива робота без вітдува частини циркулюючого ВСГ. Таким чином, загальна витрата водню в процесі гідроочищення складатиметься з водню, що поглинається при хімічній реакції, високого тиску, що абсорбується в сепараторі, і що механічно втрачається:
GH2 = G1 + G2 + G3 + G4 (5.24)
GH2 = 0,158 + 0,05 + 0,021 + 0,03 = 0,259 %
Витрата свіжого ВСГ на гідроочищення рівний
GH2 = GH2/0,294(5.25)
GH2 = 0,259/0,294 = 0,893 %
де0,294 - вміст водню в свіжому водородсодержащем газі, % (масс).
Набутого значення витрати водню і свіжого ВСГ далі будуть використані при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.
5.1.4 Матеріальний баланс установки
На основі одержаних даних можна скласти матеріальний баланс установки (табл. 5.3).
Спочатку розраховуємо вихід сірководню
Вh2s = ?S*Mh2s/ Ms (5.26)
Вh2s = 1*34/32= 1,06 % (масс).
Таким чином, балансовим сірководнем поглинається 0,06 % (масс.) водню (1,06 - 1 = 0,06 %).
Кількість водню, що увійшов при гідруванні до складу масла,
дорівнює
G1 + G2 + G3 - 0,06= 0,158 + 0,05 + 0,021 - 0,06 = 0,169% (масс).
Уточнений вихід гидроочищенного масла
97,7 + 0,169 = 97,869 % (масс)
Вихід сухого газу, що виводиться з установки, складається з вуглеводневих газів, що поступають з свіжим ВСГ, газів, що утворюються при гидрогенолізе, а також абсорбованого гидрогенізатом водню:
0,893*(1 - 0,29) + 0,3= 0,934 % (масс).
На основі одержаного матеріального балансу проводимо розрахунок реакторного блоку установки гідроочищення.
Таблиця 5.3 Матеріальний баланс гідроочистки
|
Найменування |
% (масс.) |
т/рік |
т/доб. * |
кг/год. |
|
|
Приход - Деп. Масло фр. 420-500 °С - ВСГ на реакцію |
100,00 0,89 |
120000,00 1071,60 |
352,94 3,15 |
14705,83 131,25 |
|
|
? |
100,89 |
121071,60 |
356,09 |
14837,08 |
|
|
Отримано -Г/о компонент фр. 420-500°С - сірководень - сухий газ** - відгін |
97,87 1,06 0,96 1,00 |
117442,80 1272,00 1156,80 1200,00 |
345,42 3,74 3,40 3,53 |
14,392,50 155,83 141,67 147,08 |
|
|
? |
100,89 |
121071,60 |
356,09 |
14837,08 |
* З 365 днів установка 340 днів переробляє сировину, 22 дні - ремонт установки, 3 дні - регенерація каталізатора.
** Механічні втрати водню а балансі приєднані до сухого газу.
У реактор поступає сировина, свіжий водневмісний газ і циркулюючий водневмісний газ (ЦВСГ). Склад ЦВСГ приведений нижче в таблиці:
Таблиця 5.4Склад ЦВСГ
|
H2 |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
C4H10 |
||
|
Мольна доля y' |
0,720 |
0,200 |
0,050 |
0,020 |
0,010 |
|
|
Мольна доля y |
0,192 |
0,427 |
0,201 |
0,103 |
0,077 |
Середня молекулярна маса ЦВСГ Мч дорівнює
Мц = ? Мі*уі (5.27)
Мц = 2*0,72 + 16*0,200 + 30*0,050 + 44*0,020 + 58*0,010 = 7,6 кг/кмоль.
Витрата ЦВСГ на 100 кг сировини Gц можна знайти по формулі
Gц = 100*ч* Мц/сс (5.28)
Gц = 100*7,6*300/883,3*22,4 = 11,523 кг
На основі даних матеріального балансу гідроочистки (табл. 5.3) складаємо матеріальний баланс реактора (табл. 5.5).
Таблиця 5.5 Матеріальний баланс реактора гідроочистки
|
Найменування |
% (масс.) |
кг/год. |
|
|
Приход - Деп. Масло фр. 420-500 °С - свіжий ВСГ - циркулюючий ВСГ |
100 0,89 11,52 |
14705,83 131,25 1694,56 |
|
|
? |
112,41 |
16531,56 |
|
|
Отримано - Г/о компонент фр. 420-500°С - сірководень - сухий газ - відгін - циркулюючий ВСГ |
97,87 1,06 0,96 1,00 11,52 |
14392,50 155,83 141,67 147,08 1694,56 |
|
|
? |
112,41 |
16531,56 |
Тепловий баланс реактора. Рівняння теплового балансу реактора гідроочищення можна записати так:
Qc + Qц + Qs + Qг.н = ? Qсм (5.29)
де Qc, Qц - тепло, що вноситься в реактор з свіжою сировиною і циркулюючим водневмістним газом;
Qs, Qг.н - тепло, що виділяється при протіканні реакцій гидрогеноліза сірчистих і гідрування неграничних з'єднань;
? Qсм - тепло, що відводиться з реактора реакційною сумішшю.
Середня теплоємність реакційної суміші при гідроочищенні трохи змінюється в ході процесу, тому тепловий баланс реактора можна записати в наступному вигляді:
G?ct0 + ?Sqs + ?Cнqн = G?ct(5.30)
t = t0 + ( ?Sqs + ?Cнqн )/( G?c ) (5.31)
де G - сумарна кількість реакційної суміші, % (масс);
с - середня теплоємність реакційної суміші, кДж/(кг*К);
?S, ?C - кількість сірки і неграничних, видалених з сировини, % (масс);
t, t0 - температури на вчоде в реактор і при видаленні сірки ?S, °C;
qs, qн - теплові ефекти гідрування сірчистих і неграничних з'єднань, кДж/кг.
Нижче послідовно визначені чисельні значення всіх членів, що входять в рівняння (5.31).
1. Значення t0 визначають для кожної пари каталізатор - сировина в інтервалі 250 - 380 °С. При оптимізації t0 враховують наступні два чинники, що діють в протилежних напрямах: з підвищенням t0 зменшується завантаження каталізатора, яке потрібне для досягнення заданої глибини знесірення ?S, але, з іншого боку, збільшується швидкість дезактивації каталізатора і, отже, збільшуються витрати, пов'язані з частішими регенераціями і великими днями простою установки за календарний рік. Мінімум сумарних витрат, визначить оптимальне значення t0. Для заданої пари каталізатор - сировина t0 = 350 °С.
2. Сумарна кількість реакційної суміші на вході в реактор складає 112,416 кг.
3. Кількість сірки, що видаляється з сировини, ?S = 1 % (масс.). Глибину гідрування ненасиченних вуглеводнів можна прийняти рівній глибині знесірювання ?CH = Сн*0,667 = 6,67 % (масс.).
4. Кількість тепла, що виділяється при гидрогенолізе з'єднань сірки ( на 100 кг продукту ) при заданій глибині знесірювання, рівній 0,667, складає
Qs = ? qsi*gsi(5.32)
де qsi - теплові ефекти гидрогеноліза окремих сіркоорганічних з'єднань, кДж/кг;
gsi - кількість розкладених сіркоорганічних з'єднань, кг (при розрахунку на 100 кг сировини воно чисельно рівне вмісту окремих сіркоорганічних з'єднань в % масс.).
Таким чином
Qs = 0,05*2100 + 0,6*3810 + 0,05*5060 + 0,3*8700 = 5254 кДж.
5. Кількість тепла, що виділяється при гідруванні ненасичених вуглеводнів, рівна 126 000 кДж/моль.
Тоді
QH = ?CH*qН/M (5.33)
QH = 6,67*126 000/267 = 3147,64 кДж.
6. Середню теплоємність циркулюючого водневмістного газу знаходять на підставі даних по теплоємності окремих компонентів (табл. 5.6):
Таблиця 5.6Теплоємність індивідуальних компонентів
|
Теплоємність |
H2 |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
C4H10 |
|
|
Ср,кДж/(кг*К) |
14,57 |
3,35 |
3,29 |
3,23 |
3,18 |
|
|
Ср,ккал/(кг*°С) |
3,48 |
0,80 |
0,79 |
0,76 |
0,76 |
Теплоємність циркулюючого водневмістного газу можна знайти по формулі
Сц = 2 Срі*уі(5.34)
де Срі - теплоємність окремих компонентів з урахуванням поправок на температуру і тиск, кДж/(кг-К);
уі - масова частка кожного компоненту в циркулюючому газі.
Тоді
Сц = 14,57*0,192 + 3,35*0,427 + 3,29*0,201 + 3,23*0,103 + 3,18*0,077
Сц = 5,45 кДж/(кг-К).
7. Ентальпію пари сировини при 350 °С:
I=1113 кДж/кг.
Поправку на тиск знаходять по значеннях приведених температури і тиску.
Абсолютна критична температура сировини визначається з використанням графіка: Ткр = 783 К.[11]
Приведена температура рівна
Тпр = 350+273/783 = 0,79.
Критичний тиск сировини обчислюють за формулою
Ркр = 0,1*Ткр*К/Мс(5.35)
Ркр = 0,1*783*12,4/267 = 3,64 МПа,
Где К = 1,216*/ с1515 (5.36)
К = 0,216*/0,8833 = 12,4
Тоді
Рпр = Р/Ркр (5.37)
Рпр = 3,5/3,64 = 0,96
Для знайдених значень Тпр и Рпр
?I*M/(4,2*T) = 33,52(5.38)
?I = 33,52*783/267 = 98,3 кДж/кг.
Ентальпія сировини з поправкою на тиск рівна
I350=1113 - 98,3 = 1014,7 кДж/кг.
Теплоємність сировини з поправкою на тиск рівна
Cc = 1014,7/350 = 2,89 кДж/(кг*К).
8. Середня теплоємність реакційної суміші складає
С?=Cc*100+Сц*12,316/112,316(5.39)
С? =2,89*100 + 5,45*12,316/112,316 = 3,17 кДж/(кг*К).
Підставивши знайдені величини в рівняння (6.4.5), знаходять температуру на виході з реактора t:
t = 350+ (4434 + 2831)/(112.316*3.17) = 370,4 °С.
Об'ємну швидкість подачі сировини приймаємо відповідно до технічних даних щ = 1,5 час.
Об'єм рідкої сировини
G' = G/с(5.40)
G' = 14705,83/883,3 = 16,6 мі/ч
Необхідний об'єм каталізатора в реакторі обчислюємо за формулою:
Vk = G'/щ(5.41)
Vk = 16,6/1,5 = 11,1 мі
По знайденому значенню Vk обчислюють геометричні розміри реактора гідроочистки.
Приймають циліндрову форму реактора і співвідношення висоти до діаметру рівним 7:1 или H = 7D.
Тоді
V = (р*D/4)*H = 7/4* р*Dі(5.42)
V = 1,75* р*Dі
Діаметр реактора рівний
Dр = іv Vk/1,75* р(5.43)
Dр = іv11,1/1,75*3,14
Dр = 1,264 м
Згідно стандартів на устаткування приймаємо Dр = 1,6 м.
Висота шару каталізатора складає
Н = 7* Dр (5.44)
Н = 1,6*7 = 11,2 м.
Прийнятність прийнятої форми реактора додатково перевіряється гідравлічним розрахунком реактора. Втрати натиску в шарі каталізатора не повинні перевищувати 0,2--0,3 МПа.
5.1.5 Розрахунок втрати натиску в шарі каталізатора
Втрату натиску в шарі каталізатора обчислюють за формулою
?Р/Н = 150*(1 - е)2*0,1*м*u/ еі*d2 + 1,75*(1 - е)*с*u2/ еі*d*g(5.45)
дее - порізність шару;
u - лінійна швидкість руху потоку, що фільтрується через шар каталізатора, м/с;
м - динамічна в'язкість, Па*с;
d - середній діаметр частинок, м;
с - густина газу, кг/м3;
g - прискорення сили тяжіння, кг/с2.
Порізність шару обчислюють за формулою
е = 1 - гн/гk (5.46)
гн - насипна густина каталізатора, рівна 829 кг/м3;
гk - густина каталізатора, що здається, рівна 1455 кг/м3.
Таким чином
е = 1- 829/1455 = 0,43
Лінійна швидкість потоку рівна
u = 4V/ р*D(5.47)
де V - об'єм реакційної суміші, що включає об'єм сировини Vc і об'єм циркулюючого водневмістного газу Vц, тобто
V = Vc + Vц (5.48)
Об'єм сировини розраховують по формулі
Vc = Gc*22.4*zc*(tcp + 273)/Mc*P*273(5.49)
де Gc - витрата сировини в реактор, кг/ч;
zc - коефіцієнт стисливості (при Тпр = 0,79 та Рпр = 0,96 коефіцієнт стисливості рівний 0,25);
tcp - середня температура в реакторі, °С.
Величина tcp може бути знайдена як середня арифметична між температурою введення сировини t0 =350°С і температурою на виході з реактора, рівною
t = 370,4 °С:
tcp = 0,5 (350 +370,4) (5.50)
tcp = 360,2 °С
Звідси
Vc = 14705,83*22,4*0,101*0,25*(360,2 + 273)/267*273*3,5
Vc=20,64мі/ч
Об'єм циркулюючого ВСГ складе
Vц = Gц*22.4*zц*(tcp + 273)/Mц*P*273 (5.51)
Vц = 1694,56*22,4*0,201*1*633,2/7,6*3,5*273
Vц = 334 мі/ч
V = Vc + Vц
V = 334 + 20,64 = 354,64 м3/ч.
u = 4V/ р*D2(5.52)
u = 4*354,64/3,14*1,62*3600 = 0,05 м/с.
Динамічну в'язкість суміші визначають по її середній молекулярній масі, рівній
Мср = Gc + Gц/(Gc/Мc) + (Gц/Мц) (5.53)
Мср = 14750,83 + 1694,56 / ( 14750,83 / 267 ) +( 1694,56 / 7,6 )
Мср = 58,98
По рівнянню Фроста знаходять динамічну в'язкість суміші:
м = l,96*10? 6 кг*с/м2.
Середній діаметр частинок каталізатора d = 2,5*10 ?3 м. Густина реакційної суміші в умовах процесу рівна
г = Gc + Gц/ Vc + Vц(5.54)
г = 1475,83 + 1694,56/20,64 + 334
г = 46,24 кг/м3
Таким чином
?Р/Н = 150*(1 - е)2*0,1*м*u/ еі*d2 + 1,75*(1 - е)*с*u2/ еі*d*g
?Р/Н = 150*(1 - 0,43)2 *0,1*0,05*1,96*10? 6/0,43і*(2,5*10 ?3) 2 +1,75*(1 -0,43)*46,24*0,052/0,43і*2,5*10 ?3*9,81
?Р/Н = 60,09 кг/(м2*м)
?Р = Н*60,09
?Р = 11,2*60,09 = 673,008 кг/м2.
Таким чином, втрата натиску каталізатора не перевищує гранично допустимих значень 0,2-0,3 МПа. Тому до проектування приймають реактор циліндрової форми з висотою і діаметром реакційної зони 11,2 м і 1,6 м відповідно. [11]
На діючій установці працює реактор циліндричної форми з висотою 11,2 м та діаметром реакційної зони 1,6 м.
5.2 Вибір трубчатої печі
5.2.1 Розрахунок процесу горіння [13]
Паливо, вживане в печі є газ наступного складу (%. об'ємні)
СН4 - 98; С2Н6 - 0,3; С3Н8 - 0,2; С2Н6 - 0,1; н-С4Н10 - 0,3; CO2 - 0,3;
N2 - 1,1; густина газу 0,730 кг/м3 (за нормальних умов)
Визначимо низьку теплоту згорання палива (в кДж/м3) по формулі:
Qpн = 360,33* СН4 + 590,4* С2Н4 + 631,2* С2Н6 + 868,8* С3Н6 + 913,8* С3Н8 + 1092,81* изо-С4Н10 + 1145* н-С4Н10 + 1146* С4Н8 + 1460,22* С5Н12 + 251,2* Н2
де СН4, С2Н4 и т.д. - вміст відповідних компонентів в паливі % об'ємні.
Отримуємо
Qpн = (360,33*98 + 631,8*0,3 + 913,8*0,2 + 1195*0,1) = 35804 кДж/м3
або Qpн = 35804/0,730 = 49046,6 кДж/кг
Перерахуємо склад палива в масові відсотки. Результати зведемо в таблицю 5.6
Таблиця 5.6 Перерахунок складу палива в масові відсотки
|
Компоненти |
Молекулярна маса, Mi |
Мольна частка (об'ємна)гi |
Mi* гi |
Масова частка % g = Mi* гi*100/ Mi* гi |
|
|
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 CO2 N2 Сумма |
16 30 44 58 44 28 - |
0,080 0,003 0,002 0,001 0,003 0,011 1,000 |
15,680 0,090 0,088 0,058 0,132 0,308 16,36 |
95,84 0,55 0,54 0,35 0,84 1,88 100 |
B = Qкорисне/Qpн*(5.55)
де Qкорисне - корисне тепло печі, кДж/ч;
B - годинна витрата палива; кг/ч
- КПД печі, = 0,783.
Qpн - нижча теплота згорання палива, кДж/кг
Qполезное = G*[l*IT2п+ (1 - l )* IT2ж - IT1ж](5.56)
деG - продуктивність печі по сировині, кг/ч;
l = 0,4 масова частка відгону сировини на виході з печі при Т2 = 623 К;
IT2п, IT2ж - ентальпія відповідно парової і рідкої фаз сировини на виході з печі при Т2 = 623 К, кДж/кг;
IT1ж - ентальпія сировини на вході в піч при Т1 = 513 К, кДж/кг.
З таблиці визначаємо
IT1ж = I513ж = 513 кДж/кг
IT2ж = I623ж = 861 кДж/кг
IT2п = I623п = 1093 кДж/кг.
Qкорисне = 120000*1000/340*24*[0,4*1093+(1 - 0,4)*861 - 513]
Qкорисне= 6,483*106 кДж/кг
B = 6,483*106/49046,6*0,783 = 168,829 кг/ч
5.2.2 Розрахунок камери радіації
Поверхня нагріву радіантних труб:
Нр = Qp/qp (5.57)
деQp - кількість тепла, яке передається сировині в радіантних трубках; кВт.
qp - теплонаправленність радіантних труб (екранних), кВт/м2
З рівняння теплового балансу топки
Qp = B*( Qpн *т - qт)(5.58)
дет - КПД топки
т 1 - (qт/ Qpн) 1 - 0,04 0,96
Приймаємо температуру в топці рівну
Тп = 700 0С = 973 К. Згідно графіку (мал. 2.21[10]) цій температурі відповідає ентальпія газів на виході з топки, рівна 16000 кДж/кг.
Qp = 168,824*(0,96*48411,703 - 16000) = 5248004,9 кДж/ч = 1457,779 кВт
Тоді Нр = 1457,779/21 = 69,418 м2
Приймаємо для проектованої печі труби з вуглецевої сталі діаметром
dн = 127*10 мм з робочою довжиною l = 6 м.
Число труб буде рівне
Nр = Нр/* dн* lтр = 69,418/3,14*0,127*6 = 29,01. Приймаємо 30 шт.
Знайдемо діаметр печі по осях труб, приймаючи крок труби S = 275 мм
D0 = Nр* S/ = 30*0,275/3,14 = 2,627 м
Приймаємо відстань від осі труби до стінки печі
а = 1,5 dм = 1,5*0,121 = 0,191 м определим внутренний диаметр печи
Dв = D0 + 2а = 2,627 + 2*0,191 = 3,009 м.
Розрахуємо площу поверхні, яка обмежує топку (камеру радіації):
Площа поду печі:
(5.59)
Площа бокової поверхні печі (циліндричної):
(5.60)
Загальна внутрішня поверхня камери радіації:
(5.61)
5.2.3 Розрахунок променистого теплообміну в топці
Метою цього розрахунку є підтвердження правильності вибору тепло напруги радіантних труб при раніше визначеній температурі димових газів у кінці топки.
Розрахунок проводимо за методом Білоконя. Визначимо ефективну промінесприймаючу поверхню екрану:
Нп = К*Нпл(5.62)
де К - фактор форми, рівний 0,88;
Нпл - циліндрична поверхня, на якій знаходяться труби.
(5.63)
Тоді Нп = 0,88*104,9 = 92,312 м2
Знайдемо площу неекранованої поверхні камери радіації:
(5.64)
Визначимо еквівалентну абсолютно чорну поверхню:
(5.65)
Тоді
Нп = 0,88*104,9 = 92,312 м2
Знайдемо площу неекранованої поверхні камери радіації:
(5.66)
Визначимо еквівалентну абсолютно чорну поверхню:
(5.67)
де- ступінь чорноти середовища, що поглинає;
- функція розподілу температури у топці;
- ступінь чорноти поверхні екрану (=0,9)
- ступінь чорноти обмурівки камери радіації (=0,9)
= коефіцієнт, який визначається за формулою:
(5.68)
(5.69)
Ступінь чорноти середовища, що поглинає знаходимо за формулою:
(5.70)
де - коефіцієнт надлишку повітря, = 1,06
Так як значення і однакові, можемо записати:
За Білоконем:
(5.71)
Значить, отримуємо:
Визначимо коефіцієнт тепловіддачі вільної конвекції від газів до
труб екрану:
(5.72)
де- температура зовнішньої поверхні екранних труб.
Без великої похибки приймемо її на 35К вище середньої температури сировини у трубах, тобто:
(5.73)
Тоді:
Перевіримо температуру димових газів, що покидають топку. Знаходимо температурну поправку до теплопередачі у топці за формулою Белоконя:
(5.74)
де Тmax - максимальна температура горіння. Згідно з малюнком 2.21 [10]: Тmax = 2150 К;
Сs - постійна випромінювання абсолютно чорного тіла,Сs= 5,67 Вт/(м2*К);
- сумарна теплоємність димових газів при Тп= 973 К, визначаємо за формулою
(5.75)
Отримаємо:
Знаходимо величину аргументу випромінювання за формулою Белоконя:
(5.76)
За графіком знаходимо характеристику випромінювання
Визначаємо температуру димових газів на виході з камери радіації
за формулою Белоконя:
(5.77)
Отримана температура трохи нижча знайденої раніше, розходження
складає 4%. Тому перерахунку не робимо, а обране значення qР враховуємо правильним.
5.2.4 Розрахунок конвекційної камери
В конвекційній камері встановлюється пароперегрівач потужністю 1000 кг/год.
Кількість тепла, необхідна для нагрівання водяного пара:
Qn = z*(Cp*(Tп - Тs) + r*x)(5.78)
де z - кількість перегрітого водяного пара, кг/год;
Cp - 2,01 кДж/кг*К - теплоємність перегрітого пара;
Tп - температура водяного пара на виході з пароперегрівача, К;
Тs - начальна температура пара , К;
r - теплота пароутворення води при Тs = 453 К та Р = 0,9*106 Па, рівна 2035 кДж/кг;
x - вологість пара при Тs = 453 К (приймається рівним 0,05).
Отримуємо:
Qn = 1000*(2,01*(643 - 453) + 2035*0,05) = 483650 кДж/кг = 134,347 кВт.
Приймаємо для пароперегрівача цільнотянуті стальні труби діаметром
d = 32*3,5 мм, довжиною l = 4 м (довжина труби омивається димовими газами).
Розташування труб - коридорні, шаг труб по товщині пучка S1 = 1,5; dн = 1,5*32 = 48 мм, шаг по глибині пучка (відстань між рядами труб по вертикалі) S2 = 250 мм. В одному горизонтальному ряді приймаємо n1 = 12 труб.
При такій кількості труб відстань по осях крайніх труб буде дорівнювати:
= (12 - 1)*48 = 528 мм
Коефіцієнт теплопередачі в пароперегрівачі розраховуємо за формулою:
kп = 1/(1/1 + ст./ст. + 1/2)(5.79)
де 1 - сумарний коефіцієнт теплоотдачі зі сторони димових газів, Вт/м2*К;
ст. = 0,0035 м - товщина стінки труби;
ст. = 45,2 Вт/м2*К - коефіцієнт теплопровідності сталі;
2 - коефіцієнт теплоотдачі від стінки труби до водяного пара, Вт/м2*К.
Сумарний коефіцієнт теплоотдачі зі сторони димових газів:
1 = (5.80)
де - коефіцієнт теплопередачі конвекцією від димових газів до труб, Вт/(м2*К);
- коефіцієнт теплопередачі випромінюванням від трьохатомних газів до труб, Вт/(м2*К).
Коефіцієнт визначається за формулою:
(5.81)
де - постійна для коридорного пучка труб (0,26); - коефіцієнт, який залежить від числа труб у пучку (); - коефіцієнт теплопровідності димових газів, Вт/(м*К).
Критерії та у формулі обчислюються при середній температурі димових газів у камері конвекції (визначений розмір - зовнішній діаметр труб). Швидкість газів розраховується для самого вузького перетину пучка.
Знайдемо найменшу площу вільного перетину для проходу димових газів.
Відповідно до приведеної схеми, вона буде дорівнювати:
м2
Визначимо лінійну швидкість димових газів у самому вузькому перетині пучка за формулою:
(5.82)
де К - середня температура димових газів у камері.
Визначимо елементарний склад паливного газу(% мас.)
(5.83)
де - вміст вуглецю, водню, кисню та азоту (мас. %).
Вміст вуглецю в будь-якому - му компоненту палива знаходимо по співвідношенню:
(5.84)
де - число атомів вуглецю в даному компоненті палива.
мас. %
Вміст водню:
(5.85)
Вміст водню в будь-якому - му компоненту палива знаходимо по співвідношенню:
(5.86)
де - число атомів водню в даному компоненті палива.
мас. %
Вміст кисню:
(5.87)
де - число атомів кисню в молекулі .
мас. %
Вміст азоту:
(5.88)
де - число атомів азоту в молекулі.
мас. %
Підставив отримані дані у формулу (6.2), отримаємо:
мас. %
Визначимо теоретичну кількість повітря необхідного для спалювання 1 кг газу:
(5.89)
кг/кг
Приймаємо коефіцієнт надлишку повітря .
Тоді дійсна кількість повітря:
(5.90)
кг/кг
м3/кг
де кг/м3 - густина повітря при нормальних умовах.
Визначимо кількість продуктів згоряння, що утворяться при спалюванні 1 кг палива:
кг/кг (5.91)
кг/кг (5.92)
кг/кг (5.93)
кг/кг(5.94)
Сумарна кількість продуктів згоряння:
кг/кг(5.95)
Перевірка:
кг/кг
Вмістом вологи в повітрі зневажаємо.
Знайдемо об'ємну кількість продуктів згоряння (у м3) на 1 кг палива при нормальних умовах (при н.у.):
м3/кг(5.96)
м3/кг(5.97)
м3/кг (5.98)
м3/кг(5.99)
Сумарний об'єм продуктів згоряння:
м3/кг
Густина продуктів згоряння при 273 К и 0,1106 Па:
(5.100)
кг/м3
Визначимо лінійну швидкість димових газів у самому вузькому перетині пучка за формулою:
(5.101)
де К - середня температура димових газів у камері; - число камер, які роблять паралельно, у нашому випадку число потоків сировини.
Тоді
м/с
Для визначення критеріїв та потрібно обчислити для димових газів при 0С = 823 К кінематичну в'язкість, густину, теплоємність та коефіцієнт теплопровідності.
Коефіцієнт динамічної в'язкості знайдемо за формулою:
(5.102)
де - молекулярна маса і динамічна в'язкість димових газів;
- молекулярні маси компонентів димових газів;
- динамічні в'язкості компонентів димових газів, - визначаються по номограмі;
- об'ємні частки компонентів димових газів в суміші.
Всі необхідні розрахунки виконані в табл. 5.5:
Таблиця 5.5
|
Компоненти димових газів |
, кг/кг |
, мас. частка |
, м3/кг палива |
, об. частки |
|||
|
44 |
2,69 |
0,142 |
1,370 |
0,090 |
3,96 |
||
|
18 |
2,18 |
0,115 |
2,710 |
0,177 |
3,186 |
||
|
32 |
0,23 |
0,012 |
0,16 |
0,010 |
0,32 |
||
|
28 |
13,84 |
0,731 |
11,07 |
0,01 |
20,244 |
||
|
Сума |
? |
18,94 |
1,000 |
15,31 |
1,000 |
||
|
Компоненти димових газів |
, Па·с |
, Вт/(м·К) |
, Вт/(м·К) |
, кДж/ (кг·К) |
, кДж/ (кг·К) |
||
|
0,042 |
94,29 |
0,056 |
0,005 |
1,177 |
0,167 |
||
|
0,025 |
127,44 |
0,075 |
0,013 |
2,166 |
0,249 |
||
|
0,045 |
7,11 |
0,064 |
0,006 |
1,056 |
0,013 |
||
|
0,039 |
519,08 |
0,058 |
0,042 |
1,127 |
0,824 |
||
|
Сума |
? |
747,92 |
? |
? |
Па·с
Кінематична в'язкість газів:
м2/с
Коефіцієнт теплопровідності димових газів:
(5.103)
Вт/(м·К)
Теплоємність димових газів:
(5.104)
кДж/(кг·К)
Знаходимо значення критеріїв:
(5.105)
(5.106)
Після підстановки всіх величин у формулу коефіцієнт теплопередачі конвекцією від димових газів до труб, отримаємо:
Вт/(м2·К)
Коефіцієнт тепловіддачі випромінюванням газів можна визначити також за формулою Нельсона.
= 0,025* - 9,3 = 0,025*823 - 9,3 = 11,275 Вт/(м2·К)
Сумарний коефіцієнт теплопередачі дорівнює:
Вт/(м2·К)
Коефіцієнт тепловіддачі від стінки труби до водяного пара знаходимо за формулою:
(5.107)
де - середня температура перегрітого водяного пара, яка рівна
= Тs + Tпор/2 = 453 + 643/2 = 548 К
- лінійна швидкість пара (приведена до температури 273 К та тиску 0,1*106 Па), м/с,
db = 0,025 м - внутрішній діаметр труби пароперегрівача.
Лінійна швидкість водяного пара при русі його дванадцятою потоками рівна:
= 4 Vсек/* db2*n1 (5.108)
де n1 - 12 - кількість труб в одному ряду пароперегрівача;
Vсек - секундний об'єм перегрітого водяного пара, приведений до нормальних умов (273 К та 0,1*106 Па) ;
Тоді
= 4*0,346/3,14*0,0252*12 = 58,769 м/с
Подставивши відоме числове значення в формулу коефіцієнта теплопередачі, отримуємо:
kп = 1/(1/68,2) + (0,0035/42,5) + (1/275,333) = 52,3 Вт/(м2*К)
Коефіцієнт тепловіддачі від стінки труби до водяного пара дорівнює:
= (3,24 + (0,35*548/100)*(58,7690,75/0,0250,75) = 275,333 Вт/(м3*К)
Визначимо середній температурний напір в пароперегрівачі. Теплообмін йде по схемі:
Тп = 700 0С = 973 К Тух = 673 К
Тпар = 643 К Ts = 453 К
= 973 - 643 = 330 К
= 673 - 453 = 220 К
При / 2 = 330/220 = 1,5 2 ;
Середній температурний напір розраховується за формулою:
= ( + )/2 = (330+220)/2 = 275 К
Поверхня нагріву перегрівала:
Fп = Qп/k*(5.109)
Fп = 134,347*103/52,3*275 = 9,4 м2
Кількість труб пароперегрівача
Nп = Fп/dн* * lтр = 9,4/3,14*0,032*4 = 24 шт.
Кількість горизонтальних рядів:
Перевірочний розрахунок основного обладнання показав, що при реконструкції діюча апаратура забезпечує проведенню гідроочистки дистилятного масла.
6. АВТОМАТИЧНА СИСТЕМА КЕРУВАННЯ ТЕХНОЛОГІЧНИМ ПРОЦЕСОМ
Об'єктом керування виступає блок гідроочистки масляної фракції установки Г - 24. Установка гідроочистки масел Г - 24 призначена для кінцевої очистки дистилятних та залишкових масляних фракцій сірчастих нафт, які попередньо очищенні та депарафінованих методом гідроочистки для отримання компонентів для приготування товарних моторних та індустріальних масел. Ця установка складається з декількох блоків. Блок гідроочиски масел з вузлами очистки циркулюючого ВСГ та регенерації каталізатора.
Автоматизація даного об'єкта необхідна, так як приводить до підвищення оперативності керування, зниження енергетичних витрат на виробництво, забезпечення та підтримка надійної та високопродуктивної роботи технологічного обладнання, поліпшення умов праці виробничого персоналу, підвищення ефективності роботи блоку гідроочистки масляної фракції і т.д.
6.1 Характеристика об'єкта автоматизації
6.1.1 Короткий опис технологічного об'єкту керування
Опис технологічної схеми процесу гідроочистки масел наведено нижче.
Сировина насосом Н-1 прокачується через теплообмінники Т-1, Т-3 попередньо змішавшись з водневмістним газом, нагрівається і направляється в піч П. Далі нагріта газосировинна суміш при температурі 320...350 0С та тиску 3...4 МПа надходить у реактор Р, заповнений шаром каталізатора, де відбувається процес гідроочистки. Газопродуктова суміш частково охолоджується в теплообміннику Т-1 і розділяється в високотемпературному сепараторі високого тиску С-1: гарячі гази надходять через теплообмінник Т-2 і холодильник Х-1 в низькотемпературний сепаратор високого тиску С-2, а гаряча гідроочищенна олива поступає у відпарну колону К-1, де з очищеного продукту видаляються розчинні гази та легкі фракції. Суміш газів та парів, яка виходить з верху колони, охолоджується в конденсаторі - холодильнику Х-3 та направляється ємкість С-3. Утворений водяний конденсат відводиться з лівої частини сепаратора, а сконденсована частина вуглеводнів з парової. Вуглеводні гази з сепаратора С-3 направляються у паливну сітку заводу.
Очищена олива з колони К-1 направляється у колону вакуумної сушки К-2. Гаряча осушена олива насосом Н-2 прокачується через теплообмінник Т-2 і холодильник Х-2, охолоджується і через фільтр та кінцевий холодильник виводиться з установки. Конденсат з сепаратора С-2 проходить через дросельний клапан в сепаратор С-3. Циркулюючий водневмістний газ, що виходить з сепаратора С-2, очищається від сірководню моноетаноламіном в секції очистки газу СОГ. Далі він стискується компресором і пройшовши збірник ЗБ та теплообмінник Т-2 приєднується до потоку сировини.
Для того, щоб на установці гідроочистки можна було переробляти декілька оливних фракцій одночасно її виконують багатопоточною. Найчастіше використовують три паралельні потоки по сировині з загальним блоком абсорбції та очистки циркулюючого водневмістного газу від сірководню.
Регламентні номінальні значення зведенні у таблиці 6.1
Таблиця 6.1
|
Найменування виробничого приміщення |
Категорійність приміщення |
Найменування технологічного обладнання |
Вимірюваний параметр |
Межі вимірювання, точність |
|
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
пожежонебезпечне, категорія Д, вибухонебезпечне |
Змішувач |
витрата сировини |
10 - 25 м3/год ± 0,5 м3/год |
|
|
витрата ВВГ |
5 - 10 м3/год ± 0,5 м3/год |
||||
|
тиск сировини |
1,6 МПа |
||||
|
тиск ВВГ |
4,8 МПа |
||||
|
тиск газосировинної суміші |
не більше 4,8 МПа |
||||
|
температура газосировинної суміші |
не вище 90 0С |
||||
|
теплообмінник Т-3 |
температура сировини на виході |
90 ... 120 0С |
|||
|
теплообмінник Т-1 |
температура газосировинної суміші на виході |
до 240 0С |
|||
|
піч |
тиск газосировинної суміші |
1,6 МПа |
|||
|
температура газопродуктової суміші |
не вище 350 0С |
||||
|
розрідження у печі |
(- 10) .... (+50) Па |
||||
|
температура над перевалом печі |
700 0С |
||||
|
тиск газу |
не нижче 0,015 МПа |
||||
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
Пожежонебезпечне, категорія Д, вибухонебезпечне |
температура у борові печі |
400 0С |
||
|
реактор |
температура у верхній зоні каталізатора |
не вище 350 0С |
|||
|
тиск у реакторі |
не вище 4,0 МПа |
||||
|
температура у верхній зоні каталізатора |
не вище 350 0С |
||||
|
температура зовнішніх стінок реактора |
150 0С |
||||
|
холодильник Х-1 |
температура продуктів реакції на виході |
90 0С |
|||
|
сепаратор С-2 |
тиск |
не вище 4,0 МПа |
|||
|
температура |
не вище 250 0С |
||||
|
сепаратор С-1 |
тиск |
не вище 4,0 МПа |
|||
|
температура |
не вище 250 0С |
||||
|
холодильник Х-1 |
температура парів та газів на виході |
не вище 50 0С |
|||
|
відпарна колона К-1 |
температура низу |
не вище 240 0С |
|||
|
тиск |
не вище 0,15 МПа |
||||
|
витрата пари до колони |
80 - 100 кг/ч |
||||
|
колона вакуумної сушки К-2 |
температура низу |
не вище 230 0С |
|||
|
вакуум |
(-0,018) ... 0,087 МПа |
||||
|
холодильник Х-2 |
температура олії на виході |
110 ... 150 0С |
6.2 Розробка АСКТП
6.2.1 Вибір та обґрунтування параметрів автоматичного контролю, регулювання та сигналізації
6.2.1.1 Вибір параметрів що регулюються
На етапі вибору регульованих параметрів необхідно з багатьох параметрів, що характеризують процес, вибрати ті, котрі підлягають регулюванню і зміною яких доцільно вносити регулюючий вплив. Справитися з поставленою задачею можна, лише аналізуючи цільове призначення процесу і його взаємозв'язок з іншими процесами виробництва. До регульованих параметрів слід віднести:
- температуру сировини після теплообмінника Т-3 (керуюча дія вноситься зміною подачі теплоносія - гідроочищеного масла з колони вакуумної сушки К-2);
- температуру газосировинної суміші після теплообмінника Т-1 (керуюча дія вноситься зміною подачі теплоносія - газопродуктової суміші з реактора);
- температуру газопродуктової суміші на виході з конвекційної частини печі (регулююча арматура встановлена на лінії подачі паливного газу до пальників печі);
- витрату сировини та ВВГ до змішувача;
- температуру продуктів реакції після холодильнику (керуюча дія вноситься шляхом зміни подачі охолоджуючої води);
- рівень у колоні К-1 (регулююча арматура встановлена на лінії перетоку рідкої фази у колону вакуумної сушки);
- витрату перегрітої пари до колони К-1 (регулююча арматура встановлена на лінії подачі пари до колони);
- температуру осушеної оливи після холодильнику Х-2 (керуюча дія вноситься зміною холодоносія).
6.2.1.2 Вибір параметрів що контролюються
Контролю підлягають ті параметри, за значеннями яких здійснюється оперативне керування технологічним процесом, а також його пуск і останов. Обов'язковому контролю підлягають параметри, значення яких регламентуються технологічною картою. До параметрів контролю слід віднести параметри:
- витрату та тиск сировини на вході у трійник змішування;
- витрату та тиск свіжого ВВГ до трійника змішування;
- температуру та тиск газосировинної суміші після змішувача;
- температуру сировини після теплообмінника Т-3;
- температуру газосировинної суміші після теплообмінника Т-1;
- тиск газосировинної суміші перед піччю;
- температуру газопродуктової суміші на виході з конвекційної частини печі;
- розрідження та температура у печі;
- витрату паливного газу;
- температуру та тиск у реакторі;
- температуру продуктів реакції після холодильнику;
- температуру низу, рівень та тиск у відпарній колоні К-1;
- температуру ти тиск у сепараторах;
- рівень гідрогенізату у сепараторі С-1;
- витрату перегрітої пари до колони К-1;
- температуру, рівень та вакуум у колоні вакуумної сушки;
- температуру осушеної оливи після холодильнику Х-2.
6.2.1.2 Вибір сигналізуючи параметрів
Сигналізації підлягають ті параметри, відхилення від номінального значення яких може привести до вибуху, пожежі, несчасного випадку, виходу з ладу обладнання та ін.
До сигналізуючи параметрів належать:
· втрата сировини, ВВГ, МЕА;
· температура потоків на виходах з теплообмінників, МЕА, газосировинної суміші на вході в реактор, парогазової суміші на виході з відпарної колони, низу відпарної колони;
· тиск в реакторі, відпарній колоні, сепараторі високого тиску [14].
Результати вибору та обґрунтування параметрів автоматичного контролю, регулювання та сигналізації приведенні в таблиці 6.2
Таблиця 6.2Параметри контролю, регулювання та сигналізації
|
Найменування виробничого приміщення |
Найменування технологічного обладнання |
Вимірюваний параметр |
Функціональне призначення |
||||||
|
індикація на |
реєстрація |
сигналізація |
регулювання |
логічне керування |
|||||
|
дисплеї |
ВП |
||||||||
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
6 |
7 |
8 |
9 |
|
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
Змішувач |
витрата сировини |
+ |
- |
+ |
- |
+ |
+ |
|
|
витрата ВВГ |
+ |
- |
+ |
- |
+ |
+ |
|||
|
тиск сировини |
+ |
- |
+ |
- |
- |
- |
|||
|
тиск ВВГ |
+ |
- |
+ |
- |
- |
- |
|||
|
тиск газосировинної суміші |
+ |
- |
+ |
мах |
- |
- |
|||
|
температура газосировинної суміші |
+ |
- |
+ |
мах |
- |
- |
|||
|
теплообмінник Т-3 |
температура сировини на виході |
+ |
- |
+ |
- |
+ |
- |
||
|
теплообмінник Т-1 |
температура газосировинної суміші на виході |
+ |
- |
+ |
- |
+ |
- |
||
|
піч |
тиск газосировинної суміші |
+ |
- |
- |
- |
- |
- |
||
|
температура газопродуктової суміші |
+ |
- |
+ |
мах |
+ |
- |
|||
|
розрідження у печі |
+ |
- |
+ |
мах,min |
- |
- |
|||
|
витрата паливного газу |
+ |
- |
+ |
- |
- |
- |
|||
|
температура над перевалом печі |
+ |
- |
+ |
- |
- |
- |
|||
|
тиск газу |
+ |
- |
+ |
min |
- |
- |
|||
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
температура у борові печі |
+ |
- |
+ |
- |
- |
- |
||
|
реактор |
температура у верхній зоні каталізатора |
+ |
- |
+ |
мах |
- |
- |
||
|
тиск у реакторі |
+ |
- |
+ |
мах |
- |
- |
|||
|
температура у верхній зоні каталізатора |
+ |
- |
+ |
мах |
- |
- |
|||
|
температура зовнішніх стінок реактора |
|||||||||
|
холодильник Х-1 |
температура продуктів реакції на виході |
+ |
- |
+ |
- |
+ |
- |
||
