Тепловой баланс первого реактора

Поможем в ✍️ написании учебной работы

Имя

Поможем с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой

Нажимая кнопку "Продолжить", я принимаю политику конфиденциальности

Основные реакции риформинга (3.1) – (3.2) 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 . (2.37)

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 Т_вх.1=803 К для водорода, метана, этана, пропана, октана и пентана найдём в [10]. Для удобства определения энтальпии компонентов ВСГ при температурах от 700 до 850 К представим зависимость теплосодержаний углеводородов от температуры в следующем виде:

, (2.38)

где теплосодержание компонента, кДж/кг; коэффициенты, рассчитанные на основе справочных данных [10], (табл. 3.13); температура, при которой определяем теплосодержание, К; температура, при которой определяем теплосодержание, °С.

Таблица 3.13 – Коэффициенты уравнения (3.38)

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 , нафтеновых и парафиновых углеводородов сырья в парообразном состоянии числовые значения энтальпии определяются по таблицам [3] или по формуле (в кДж/кг):

. (3.39).

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

. (3.40).

Найденные значения относительной плотности углеводородов представлены в таблице 3.14.

Таблица 3.14 – Относительные плотности углеводородов

Углеводороды	Относительная плотность
Углеводороды	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 (3.38) и (3.39) приведён в таблице 3.15.

Тепловой эффект реакций, пользуясь законом Гесса, рассчитать нельзя из-за незнания детального химического состава сырья и продуктов реакции. Поэтому воспользуемся следующей формулой [3]:

, (3.41)

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

Из материального баланса реактора (таблица 3.12) следует, что в результате риформинга получен водород в количестве

кмоль/ч

или

; (3.42)

кмоль/ч.

Тогда

(3.43)

% масс.,

а тепловой эффект реакции по формуле (3.41)

кДж/кг.

Таблица 3.15 – Энтальпия питающей смеси

Компо- нент	Молекуляр-ная масса М_i	Коли-чество n_i, кмоль/ч	Содержа–ние , мольн. доли		Содержание , масс. доли	Энтальпия, кДж/кг
Компо- нент	Молекуляр-ная масса М_i	Коли-чество n_i, кмоль/ч	Содержа–ние , мольн. доли		Содержание , масс. доли
Н₂	2,16	5793,92	0,7848	1,5697	0,0970	6979,55	677,29
СН₄	16,33	269,48	0,0365	0,5841	0,0361	1829,59	66,06
С₂Н₆	30,50	336,86	0,0456	1,3689	0,0846	1721,28	145,67
С₃Н₈	44,67	202,12	0,0273	1,2046	0,0745	1713,97	127,64
С₄Н₁₀	58,84	67,37	0,0091	0,5293	0,0327	1707,67	55,88
С₅Н₁₂	73,01	67,37	0,0091	0,6571	0,0406	1703,91	69,22
	111,03	75,05	0,0103	1,1288	0,0698	1698,84	118,55
	117,03	226,56	0,0307	3,5916	0,2220	1692,08	375,72
	119,03	343,68	0,0466	5,5414	0,3427	1689,94	578,94
Сумма	-	7382,41	1,0000	16,1755	1,0000	-	2214,97

Величина теплового эффекта процесса риформинга зависит от концентрации нафтеновых углеводородов в сырье. Для парафинистого бензина значение теплового эффекта лежит в пределах 200-300 кДж/кг исходного сырья, для нафтенового – 400-600 кДж/кг исходного сырья [12]. Это относится к риформингу широких бензиновых фракций с целью получения высокооктанового бензина. При переработке узких фракций с целью получения индивидуальных ароматических углеводородов значения теплот реакций могут быть ещё больше, особенно при большой концентрации в сырье нафтеновых углеводородов.

Величину потерь тепла в окружающую среду примем равной

Q₄= 0,01· Q₁. (3.44)

Величина Q₃ равна

Тепловой баланс реактора (из расчёта на 75757,58 кг/ч сырья) приведён в таблице 3.16.

Таблица 3.16 – Тепловой баланс первого реактора

Поток	Температура, К	Количество, кг/ч	Энтальпия, кДж/кг	Количество тепла, кВт
Приход
Q₁	Т_вх.1=803	119414,12	2214,97	73471,81
Сумма	–	119414,12	–	73471,81
Расход
Q₂	–	–	314,7	6621,51^*
Q₃	Т_вых.1	119414,12		Q₃
Q₄	принимается		–	734,72
Сумма	–	119414,12	–	73471,81

Из теплового баланса реактора имеем (таблица 3.16)

Q₃ = Q₁ - Q₂ - Q₄; (3.45)

кВт.

Тогда

кДж/кг.

Для определения числового значения температуры Т_вых.1 потока, покидающего реактор, необходимо рассчитать состав смеси на выходе из реактора.

Состав газа, покидающего реактор, рассчитан на основе данных таблицы 3.10 и представлен в таблице 3.17.

Для определения температуры потока по известному значению энтальпии задаёмся двумя ориентировочными числовыми значениями температуры 700 и 800 К. Значения энтальпии при этих температурах представлены в таблице 3.18.

Приближённо можно считать зависимость энтальпии от температуры в небольшом интервале температур линейной. Представим зависимость энтальпии смеси, покидающей реактор, от температуры в следующем виде:

. (3.46)

Таблица 3.17 – Состав газа, покидающего реактор

Компо-нент	Молекулярная масса М_i	Количество n_i, кмоль/ч	Содержание , мольн. доли		Содержание , масс. доли
Н₂	2	6149,71	0,7880	1,5759	0,1030
СН₄	16	288,05	0,0369	0,5905	0,0386
С₂Н₆	30	355,42	0,0455	1,3662	0,0893
С₃Н₈	44	220,67	0,0283	1,2441	0,0813
С₄Н₁₀	58	85,93	0,0110	0,6386	0,0417
С₅Н₁₂	72	85,93	0,0110	0,7928	0,0518
	109,72	217,18	0,0278	3,0531	0,1996
	115,72	73,35	0,0094	1,0876	0,0711
	117,72	328,30	0,0421	4,9518	0,3236
Сумма	–	7804,54	1,0000	15,3006	1,0000

Таблица 3.18 – Теплосодержания потока при 700 и 800К, кДж/кг

Компоненты	Содержание , масс. доли	Энтальпия
		при 700 К		при 800 К

Н₂	0,1030	5606,44	577,45	6939,44	714,75
СН₄	0,0386	1408,06	54,34	1816,86	70,12
С₂Н₆	0,0893	1310,09	116,98	1708,78	152,58
С₃Н₈	0,0813	1301,31	105,81	1701,40	138,34
С₄Н₁₀	0,0417	1298,19	54,18	1695,21	70,75
С₅Н₁₂	0,0518	1295,34	67,11	1691,48	87,64
	0,1996	1359,36	271,25	1689,88	337,20
	0,0711	1353,66	96,22	1683,05	119,63
	0,3236	1351,85	437,51	1680,89	544,00
Сумма	1,0000	-	1780,85	-	2235,01

Зная значения теплосодержаний потока при двух температурах (таблица 3.18), можем найти коэффициенты a и b:

откуда

Получим а = 4,54, b = -1398,24 и функция (3.46) примет вид

. (3.47)

Отсюда найдём, что энтальпии кДж/кг соответствует температура К.

Перепад температуры в первом реакторе равен

, (3.48)

К.

Оптимальное снижение температуры процесса в первом реакторе составляет 40 - 50 К. В данном случае значение перепада температуры близко к оптимальному.

Основные размеры реактора

Диаметр реактора рассчитаем так, чтобы перепад давления в слое катализатора не превышал допустимого значения [ ].

На современных установках применяют реакторы с радиальным вводом сырья (рисунок 10).

1– корпус; 2 – катализатор; 3 – перфорированный стакан с сеткой; 4 – сетка; 5 – шарики фарфоровые; 6 – штуцер для эжекции газов; 7 – перфорированная труба; 8 – штуцер для ввода сырья; 9 – штуцер для выхода продуктов реакции; 10 – футеровка

Рисунок 10 – Схема к расчету основных размеров реактора

Величина [ ] принимается:

, (3.49)

где 0,5 – доля гидравлического сопротивления слоя в общем гидравлическом сопротивлении реактора; количество реакторов.

Па.

Последующим расчётом принятое значение должно быть подтверждено.

Для расчёта величины используют формулу

, (3.50)

где – потери напора на 1 м высоты (толщины) слоя катализатора в реакторе, Па/м ; l – порозность слоя; – скорость фильтрования, м/с; – плотность газов, кг/м³; – кинематическая вязкость, м²/с; d_э - эквивалентный диаметр частиц катализатора, м.

Порозность слоя катализатора при допущении упорядоченного расположения частиц катализатора

, (3.51)

где – объём шара, эквивалентный объёму частиц катализатора цилиндрической формы, м³; – объём куба, описанного вокруг шара, м³.

Цилиндрические частицы алюмоплатинового катализатора риформинга имеют диаметр 2 – 3 мм и высоту 4 – 5 мм. Если принять диаметр цилиндрика равным d = 0,003 м и высоту Н = 0,005 м, то

; (3.52)

м³.

Сторона куба, описанного вокруг шара, равна эквивалентному d_э диаметру этого шара:

; (3.53)

м.

Таблица 3.19 – Гидравлическое сопротивление промышленных реакторов

Установка	Гидравлическое сопротивление реакторов, 10⁶ Па
Каталитического риформинга	0,435
Комбинированная установка – секция риформинга	0,520
Укрупнённая установка – секция риформинга	0,158

Числовое значение порозности при .

Скорость радиального фильтрования газовой смеси в наиболее узком сечении у сетки трубы

, (3.54)

где – объём газов, проходящих через свободное сечение реактора; F_с – площадь сетки у трубы (рисунок), м².

, (3.55)

где G – количество газовой смеси в реакторе, кг/ч ; Т_ср1– средняя температура в реакторе, К; Z=1 – коэффициент сжимаемости газа, значительно разбавленного водородом; М_ср.– средняя молекулярная масса газовой смеси; – среднее давление в реакторе, Па.

Средняя температура в реакторе

, (3.56)

К.

Среднее давление в реакторе

; (3.57)

Па.

Тогда

м³/с.

Площадь сетки у трубы

, (3.58)

где D_c - диаметр сетки у трубы, м; H_c - высота сетки, м.

Примем диаметр реактора D_р1=2,0 м, диаметр сетки D_c = 0,5 м, тогда высота сетки

, (3.59)

где – высота слоя катализатора в реакторе, м.

Высота слоя катализатора в стакане

, (3.60)

где F – площадь кольцевого сечения между стаканами, м.

Площадь кольцевого сечения между стаканами

; (3.61)

м².

Тогда

;

м,

а площадь сетки у трубы

F_c = 3,14×0,5×2,39 = 3,75 м².

Подставив числовые значения величин в формулу для расчёта скорости фильтрации, получим

м/с.

Плотность газовой смеси на выходе из реактора

, (3.62)

где – плотность компонентов газовой смеси, кг/м³; – содержание компонентов в газовой смеси, масс. доли.

Плотность компонентов газовой смеси при средней температуре Т_ср.1= 774,88 К в реакторе

, (3.63)

где М_i – средние молекулярные массы компонентов.

Результаты расчёта плотности даны в таблице 3.20.

Таблица 3.20 – Расчёт плотности газовой смеси

Компонент	Содержание , мольн. доли	Плотность , кг/м³	, кг/м³
Н₂	0,7880	1,0758	0,8477
СН₄	0,0369	8,6065	0,3176
С₂Н₆	0,0455	16,1372	0,7349
С₃Н₈	0,0283	23,6679	0,6692
С₄Н₁₀	0,0110	31,1985	0,3435
С₅Н₁₂	0,0110	38,7292	0,4264
	0,0278	59,0174	1,6423
	0,0094	62,2448	0,5850
	0,0421	63,3206	2,6636
Сумма	1,0000	-	8,2302

Кинематическая вязкость газовой смеси вычисляется по формуле Манна

, (3.64)

где – содержание компонентов и газовой смеси, покидающей реактор, мольн. доли; – кинематическая вязкость компонентов при средней температуре в реакторе, м/с².

Кинематическая вязкость углеводородов при температуре

, (3.65)

где – динамическая вязкость, Па×c; – плотность углеводородов, кг/м³.

Для расчёта динамической вязкости газов используем формулу

(3.66)

где вязкость при температуре кипения; постоянная Сатерленда.

Постоянную Сатерленда рассчитаем по формуле

(3.67)

Вязкость при температуре кипения рассчитаем по формуле Мейсснера:

, (3.68)

где число атомов в молекуле газа.

Температуру кипения компонентов ВСГ определим по [10]. Для определения средней температуры кипения ароматических, нафтеновых и парафиновых углеводородов воспользуемся номограммой (рисунок 11), зная молекулярную массу и .

Среднее число атомов в молекуле газа для ароматических, нафтеновых и парафиновых углеводородов определим, зная среднюю молекулярную массу углеводородов и их структурные формулы, т.к. под средней молекулярной массой подразумевается молекулярная масса гипотетического углеводорода, имеющего усреднённые значения элементного состава, температуры кипения и плотности. Например, ароматические углеводороды в первом реакторе имеют среднюю молекулярную массу 109,72. Значит,

Следовательно, структурная формула усреднённого ароматического углеводорода , т.е.

Аналогично определяется и число атомов усреднённых нафтенового и парафинового углеводородов.

Далее необходимо учесть повышенное давление в реакторе. Для этого воспользуемся формулой Гарднера

, (3.69)

где плотность газа, г/см³; поправка, см³/г.

. (3.70)

Рисунок 11 – Номограмма для определения характеристик топлива по двум заданным параметрам

Результаты расчётов динамической вязкости компонентов реакционной смеси представлены в таблице 3.21.

Таблица 3.21 - Расчёт динамической вязкости

Компоненты		С	m	, Па·с	, Па·с	b	, Па·с
Н₂	20,23	29,74	2	1,09·10^-6	1,60·10^-5	1,41·10^-12	1,60·10^-5
СН₄	111,51	163,92	5	4,08·10^-6	2,19·10^-5	1,34·10^-12	2,19·10^-5
С₂Н₆	184,37	271,02	8	5,64·10^-6	2,12·10^-5	1,09·10^-12	2,12·10^-5
С₃Н₈	230,93	339,47	11	6,41·10^-6	2,02·10^-5	9,20·10^-13	2,02·10^-5
С₄Н₁₀	272,50	400,58	14	7,01·10^-6	1,92·10^-5	8,01·10^-13	1,92·10^-5
С₅Н₁₂	300,85	442,25	17	7,33·10^-6	1,85·10^-5	7,16·10^-13	1,85·10^-5
	373,00	548,31	18	9,07·10^-6	1,89·10^-5	6,65·10^-13	1,89·10^-5
	403,00	592,41	24	8,81·10^-6	1,71·10^-5	5,65·10^-13	1,71·10^-5
	402,00	590,94	26	8,59·10^-6	1,67·10^-5	5,43·10^-13	1,67·10^-5

Расчёт кинематической вязкости смеси представлен в таблице 3.22.

Кинематическая вязкость газовой смеси, согласно формуле Манна и данным таблицы 3.22, равна

Таблица 3.22 - Расчёт кинематической вязкости

Компонент	Мольная доля ,	, м²/с	, с/м²
Н₂	0,7880	14,89	52935,54
СН₄	0,0369	2,55	14495,39
С₂Н₆	0,0455	1,31	34703,43
С₃Н₈	0,0283	0,85	33203,06
С₄Н₁₀	0,0110	0,62	17852,01
С₅Н₁₂	0,0110	0,48	23037,38
	0,0278	0,32	86848,09
	0,0094	0,27	34206,48
	0,0421	0,26	159429,21
Сумма	1,0000	–	456710,59

Подставив в формулу для расчета потери напора числовые значения величин, получим

Толщина слоя катализатора в стакане

м.

Потеря напора в слое катализатора

= 18743,89 ∙ 1,38 = 25866,57 Па.

Полученная числовая величина = 25866,57 Па не превышает [ ] = 72 500 Па. При получении > [ ] необходимо уменьшить толщину слоя катализатора, что достигается уменьшением диаметра D_pl аппарата.

Полная высота реактора равна

Н_п1 = Н_сл.1 + 0,2 + D_Р_l+ 0,225 + D_Р_l + 0,425;

Н_п1 =2,79 + 0,2 + 2,0 + 0,225 + 2,0 + 0,425=7,64 м.

Далее по аналогии производятся расчеты второго и третьего реакторов.

Варианты заданий для расчета процесса каталитического риформинга представлены в приложении Б.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРА

1 Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти: учеб. пособие для вузов. – М.: Химия, 1987. – 352 с.

2 Галимов Ж.Ф., Газизов М.Х. Расчеты реакторов и регенераторов установок каталитического крекинга: учеб. пособие. – Уфа: Издательство УГНТУ, 2003. – 51 с.

3 Сарданашвили А. Г., Львова А. И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа.-2-е изд. - М.: Химия, 1980. – 256 с.

4 Новый справочник химика и технолога. Сырье и продукты промышленности неорганических и органических веществ. Т. 5. Ч. 1. – СПб.: Профессионал, 2003. – 988 с.

5 Кузнецов А.А., Кагерманов С.М. и др. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. – Л.: Химия, 1974. – 343 с.

6 Дубовкин Н.Ф. Справочник по теплофизическим свойствам углеводородных топлив и их продуктов сгорания. – М.-Л.: Госэнергоиздат, 1962. – 288 с.

7 Флореа О., Смигельский О. Расчеты по процессам и аппаратам химической технологии. – М.: Химия, 1971. – 448 с.

8 Бондаренко Б.И. Установки каталитического крекинга. – М.: Государственное научно-техническое издательство нефтяной и горно-топливной литературы, 1958. – 304с.

9 Ахметов С.А. и др. Технология и оборудование процессов переработки нефти и газа: учеб. пособие / С.А. Ахметов, Т.П. Сериков, И.Р. Кузеев, М.И. Баязитов; под ред. С.А. Ахметова. – СПб.: Недра, 2006. – 868 с.

10 Варгафтик Н.Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей. – М.: ГРФМЛ, 1972. – 720 с.

11 Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа. – Уфа: Гилем, 2002. – 672 с.

12 Смидович Е. В. Технология переработки нефти и газа. Ч.2. - М.: Химия, 1980.

13 Жирнов Б.С., Евдокимова Н.Г. Первичная переработка нефти: учеб. пособие для вузов. – Уфа: УГНТУ, 2005. – 167 с.

14 Евдокимова Н.Г., Кортянович К.В., Будник В.А. Альбом технологических схем процессов переработки углеводородного сырья. – Уфа: УГНТУ, 2006. – 59 с.

15 Потехин В.М., Потехин В.В. Основы теории химических процессов технологии органических веществ и нефтепереработки: учебник для вузов. – СПб.: Химиздат, 2005. – 912 с.

16 Технологический регламент установки ГО-2, цеха № 9, НПЗ, ОАО «Салаватнефтеоргсинтез».

ПРИЛОЖЕНИЕ А

Таблица А.1 – Варианты заданий для расчета процесса каталитического крекинга

Вариант	Производительность установки по сырью, тыс. т/год	Температура в регенераторе, °С	Параметры работы реактора
Вариант	Производительность установки по сырью, тыс. т/год	Температура в регенераторе, °С	Температура в слое, °С	Продолжительность пребывания кокса в реакторе, мин
1	800	600	530	6
2	600	620	490	4
3	700	630	500	5
4	800	650	510	6
5	900	650	515	7
6	650	600	520	8
7	660	620	530	4
8	680	630	540	5
9	710	650	550	6
10	720	650	510	7
11	740	640	520	8
12	760	600	500	4
13	800	620	515	5
14	820	630	520	6
15	830	650	530	7
16	650	650	520	8
17	660	640	510	4
18	680	600	535	5
19	710	620	500	6
20	720	630	480	7
21	740	650	490	8
22	760	650	500	4
23	800	640	510	5
24	820	600	520	6
25	830	620	530	7
26	550	630	540	8
27	600	650	520	4
28	650	650	530	5
29	700	640	510	6
30	750	600	530	7

Продолжение приложения А

Таблица А.2 – Варианты заданий для расчета процесса гидроочистки

Вариант	Производи-тельность, тыс. т/год	Объемная скорость подачи сырья, нм³/м³	Кратность циркуляции ВСГ к сырью, м³ /м³	Средняя температура в реакторе, ^оС	Давление в реакторе, МПа
1	800	2,3	200	300	3,1
2	820	2,1	240	290	3,0
3	900	2,2	250	295	2,9
4	700	2,4	270	305	4,0
5	830	2,0	280	285	3,5
6	720	2,1	290	295	3,6
7	770	2,2	300	310	4,1
8	890	2,3	340	305	2,8
9	834	2,4	350	300	3,3
10	717	2,5	400	290	3,4
11	788	2,0	420	295	3,7
12	844	2,1	460	305	4,0
13	850	2,2	470	285	3,2
14	750	2,3	410	295	3,9
15	600	2,3	420	310	3,0
16	660	2,4	430	305	3,1
17	860	2,3	470	300	3,0
18	875	2,2	500	290	2,9
19	880	2,4	480	295	4,0
20	885	2,5	490	305	3,5
21	900	2,1	550	285	3,6
22	732	2,2	340	295	4,1
23	748	2,3	350	310	2,8
24	757	2,0	360	305	3,3
25	760	2,1	370	295	3,4
26	763	2,2	380	290	3,7
27	770	2,3	390	310	4,0
28	782	2,4	395	305	3,2
29	791	2,5	400	285	3,9
30	834	2,3	520	295	3,0

ПРИЛОЖЕНИЕ Б

Примерные задания на курсовое проектирование процесса каталитического риформинга

В качестве сырья применяются бензиновые фракции 85 – 180˚С .

В таблице Б.1 представлены основные показатели качества бензиновых фракций следующих нефтей:

1- киркукской;

2- ромашкинской;

3- ухтинской;

4- самотлорской;

5- нижневартовской;

6- смеси шаимской и грозненской.

Таблица Б.1 – Показатели качества сырья процесса каталитического риформинга

Показатель	1	2	3	4	5	6
Плотность, кг/м³	744	742	742	751	753	746
Фракционный состав (объёмный), ˚С
10 %	115	109	102	115	112	103
50 %	133	128	124	131	133	116
90 %	160	155	158	158	166	153
Углеводородный состав, %масс.
ароматические	14	12	9	13	11	11
нафтеновые	20	28	31	28	35	38
парафиновые	66	60	60	59	54	51

Продолжение приложения Б

Таблица Б.2 – Варианты заданий для расчета процесса каталитического риформинга

Вариант	Нефть	Производительность, тыс. т/год	Начальная температура процесса, ^оС	Кратность циркуляции ВСГ к сырью, м³ /м³	Давление в реакторе, МПа
1	1	620	482	1500	2,3
2	2	650	490	1600	3,2
3	3	670	490	1600	3,1
4	4	300	490	1500	3,0
5	5	600	480	1500	2,0
6	6	1000	500	1700	4,0
7	1	710	483	1600	2,6
8	2	782	485	1580	2,5
9	3	590	495	1700	3,6
10	4	630	488	1580	2,7
11	5	300	480	1500	2,1
12	6	850	498	1700	3,8
13	1	700	484	1550	2,5
14	2	300	486	1570	2,7
15	3	620	500	1700	3,9
16	4	100	492	1700	3,5
17	5	670	480	1520	2,2
18	6	1000	491	1600	3,0
19	1	730	481	1550	2,2
20	2	650	487	1580	2,8
21	3	300	491	1610	3,2
22	4	782	492	1700	3,5
23	5	590	480	1500	2,0
24	6	630	497	1600	3,7
25	1	750	481	1550	2,2
26	2	1000	488	1610	3,1
27	3	700	500	1700	3,8
28	4	300	490	1600	3,4
29	5	620	480	1550	2,2
30	6	750	492	1600	3,4

СОДЕРЖАНИЕ

	ВВЕДЕНИЕ	1
1	Каталитический крекинг	2
2	Гидроочистка нефтяных фракций	19
3	Каталитический риформинг	32
	Список литературы	59
	Приложение А	60
	Приложение Б	62

Редактор Л.А. Маркешина

Подписано в печать 23.09.11. Бумага офсетная. Формат 60х84 1/16.

Гарнитура «Таймс». Печать трафаретная. Усл. печ. л. 4,1. Уч.-изд. л. 3,7.

Тираж 60. Заказ .

Издательство Уфимского государственного нефтяного технического университета

Адрес издательства:

450062, Республика Башкортостан, г. Уфа, ул. Космонавтов, 1

Дата: 2019-02-25, просмотров: 411.

⇐ Предыдущая 1 2 3 4 5 6 7 8 910