Главная -> Словарь

Действующей установки

Продукты реакции отводятся из верхней части колонны, а снизу поступают свежий бензол и циркулирующий бензол, содержащий еще ди- и полиэтилбензол. Выходящие из верха колонны продукты реакции поступают в сепаратор. Здесь отделяются тяжелые соединения хлористого алюминия, которые возвращаются в реакционную колонну. Алкилат промывают водой, щелочью и снова водой и подают на перегонку, процесс которой ясен из схемы. Остаток из последней колонны собирают, ещо раз разгоняют на периодически действующей установке. Выделенные в процессе перегонки остатки нолиэтилбонзола возвращаются на установку для алкилирования.

Удаляемые из аппарата грязь и отложения запрещается сбрасывать в канализацию. При производстве ремонтных работ на действующей установке ремонтируемый аппарат или трубопровод должны быть отключены заглушками, исключающими всякую возможность попадания продуктов, паров, газов в ремонтируемый аппарат или трубопровод.

Ново-Уфимский нефтеперерабатывающий завод. На действующей установке АВТ введен третий поток нефти, нагреваемый в конвекционной камере, вакуумной печи и в одном из подовых ее экранов. В шахтах радиантной камеры печи добавлено 18 и 4 трубы.

Насосы ремонтируют как во время эксплуатации технологической установки, так и в период ее остановки для ремонта. В любом случае перед началом ремонта следует принять меры, обеспечивающие безопасные условия работы бригады ремонтников. К ремонту машины на действующей установке можно приступить только после письменного разрешения ее начальника и выполнения всех указанных г, разрешении требований.

Если насос ремонтируют непосредственно в насосной на действующей установке, то подогрев полумуфты можно осуществлять паром.

и на действующей установке замеряется количество вводи-реактор регенерироианного катализатора, то численные я величин sc и ka можно найти соотвегственно по фор- и :

В табл. 30 в качестве примера сопоставлены материальные балансы крекинга легких и тяжелых фракций, выделенных путем вакуумной перегонки из нефти Ромашкинского месторождения . Опыты проводились на лабораторной непрерывно действующей установке с применением промышленного алюмосиликатного катализатора.

Сырье конвертируют на периодически действующей установке при температуре 550° С и весовом соотношении

ся на действующей установке , необходим учет дезактивации катализатора отложениями кокса .

В лабораторных условиях в периодически действующем аппарате с кипящим слоем катализатора изучено влияние на ход процесса и его конечные результаты температуры крекинга, массовой скорости подачи сырья, тонкости помола катализатора, углеводородного и фракционного состава сырья. Показано, что для получения хороших результатов необходимо прежде всего обеспечить смену отработанного катализатора активным. Это можно выполнить на непрерывно действующей установке с циркуляцией катализатора между зонами катализа и регенерации.

Для испытания катализаторов с различной насыпной массой в процессе крекинга тяжелого дистиллята выбрано два образца : № 6 и 7 . Опыты проводились на непрерывно действующей установке крекинга с кипящим слоем катализатора производительностью 36 кг/сут по сырью. Р) качестве сырья взят дистиллят со следующими характеристиками:

Однако использование ВСГ с пониженным содержанием водорода в системе циркуляции сопряжено с сокращением срока службы катализатора ввиду снижения парциального давления водорода. При невозможности поддержания высокого содержания водорода на входе в реактор прибегают к увеличению общего давления в системе. В целом выбор уровня содержания водорода в системе зависит от конкретных условий процесса и возможностей включения в схему действующей установки узла концентрирования водорода. С целью исключения возможных необратимых потерь водорода в схемах современных процессов каталитического гидрооблагораживания предусмотрены узлы для извлечения водорода из углеводородных газов сепарации гидрогенизата и газов отдува.

Математическое описание каталитического крекинга в движущемся слое использовано для определения режимов действующей установки, максимизирующих выходы бензина и суммы светлых углеводородов. Для поиска оптимума использовали программу поиска экстремума функции многих переменных . При поиске подбирали следующие режимные показатели: производительность установки, температуру сырья на входе в реактор, температуру катализатора на входе в реактор, циркуляцию катализатора. Подбор осуществляли внутри диапазонов, определяемых технологическими ограничениями: по производительности 35—50 т/ч, температуре сырья на входе в реактор 455—490°С, температуре катализатора на входе в реактор 480—530°С и кратности циркуляции катализатора 75—110 т/ч. Результаты расчетов поиска оптимальных условий выходов бензина и суммы бензина и дизельного топлива приведены в табл. 19.

Математическое описание каталитического крекинга в движущемся слое использовано для определения режимов действующей установки, максимизирующих выходы бензина и суммы светлых углеводородов. Для поиска оптимума использовали-программу поиска экстремума функции многих переменных .

Расходные показатели приняты на уровне действующей установки Экономическая оценка проекта

Коэффициент использования помогает оценить эффективность и проанализировать зависимость производительности от надежности действующей установки:

Расчетная дозировка аммиака корректируется в ходе эксплуатации действующей установки по водородному показателю дренажных вод из газосепаратора атмосферной колонны: 7-7,5 - для конденсационно-холодильного оборудования из углеродистой стали; 6,5-7 - из латуни и нержавеющей стали. В первом случае будет иметь место некоторый перерасход аммиака в результате связывания части сероводорода и загрязнения водных конденсатов сульфидом аммония. Во втором случае сероводород практически не связывается с аммиаком и уходит с газовым и бензиновым потоками.

Динамические характеристики каналов действующей установки обычно определяют по экспериментальным данным , и аппроксимируют, как правило, линейным дифференциальным уравнением первого порядка с запаздывающим аргументом или передаточной функцией апериодического звена первого порядка с запаздыванием.

Осуществление процесса с рециркуляцией непрореагировавшего сырья позволяет повысить конечный выход целевых продуктов реакции на исходное сырье, но оно связано с дополнительным расходом энергии на отделение продуктов реакции от непрореагировавшего сырья, а также обычно требует или увеличения размеров реактора, или сокращения производительности действующей установки по исходному сырью;

Иногда требуется выяснить эффективность работы действующей установки в целом или отдельного аппарата. В этих случаях проводится обследование установки или аппарата, заключающееся в снятии ряда показателей работы — давлений, температур, расходов, состава потоков и т. д. и проведении на их основе поверочных расчетов для установления фактических значений таких показателей, как материальные и тепловые потери, коэффициенты полезного действия, коэффициенты скорости процесса и т. д.

баланса, составление энергетического баланса и вычисление основных размеров аппарата. Последовательность расчетов зависит от того, какие параметры заданы или назначены в качестве исходных, а также от того, проводится ли технологический расчет вновь проектируемого аппарата или делается поверочный расчет аппарата действующей установки.

При включении ЦЭ в схему действующей установки необходимо учитывать напор, создаваемый центробежной силой в любой точке ротора; ввод сырья и фенола в ЦЭ можно сравнить с попыткой закачки продукта в выкидную зону центробежного насоса. Так, давление нэ входящих линиях должно быть достаточно высоким, чтобы преодолеть перепад центробежного давления и трение продукта в каналах ротора. Схема обвязки позволяла испытывать ЦЭ как самостоятельно, так и последовательно с экстракционной колонной. На первом этапе испытаний было установлено, что ЦЭ при самостоятельной работе обеспечивает очистку в две теоретические ступени экстракции, т.е. по эффективности два ЦЭ, включенных последовательно, соответствуют одной экстракционной колонне диаметром 3 м и высотой 20 м. Результаты очистки дистиллятов Ш /350-*»20°С/ и ГУ /400~500°С/ масляных фракций приведены в табл. 8.