Главная -> Словарь

Заданного разделения

На выбор температуры процесса влияет углеводородный состав сырья. Чем выше содержание парафиновых углеводородов в сырье, тем более высокая температура требуется для получения заданного октанового числа. При нафтеновом сырье минимальные температуры в реакторе обычно поддерживают в интервале 450— 460°С, при парафиновом — 480—490 С. Максимальный нагрев в конце цикла реакции ограничивается 520—530°С. Дальнейшее повышение температуры нежелательно, так как процесс сопровождается повышеным газообразованием и ускоренным закоксовыванием катализатора, что значительно сокращает продолжительность рабочего цикла риформинга.

На установках с движущимся слоем катализатора температура на входе в реакторы регулируется при изменении объемной скорости подачи сырья и заданного октанового числа.

Получение заданного октанового числа смеси. Рассмотрим пример, который свяжет все вышесказанное воедино. Возьмем смесь из предыдущего примера по использованию бутана для увеличения давления пара. Рассчитаем ИОЧ и МОЧ этой смеси.

Обычно методика расчета включает выбор трех точек на каждой кривой — это точки, соответствующие октановым числам без добавления ТЭС , с добавлением 1,59 г ТЭС на галлон и 3,17 г ТЭС на галлон . Рассчитывают среднемассовое октановое число смеси для каждой концентрации ТЭС. По полученным трем точкам можно построить кривую повышения октанового числа смеси, а затем эта кривая позволяет определить количество тетраэтилсвинца, необходимое для достижения любого заданного октанового числа.

Теперь вернемся к примеру получения бензина, где для достижения заданного октанового числа добавляли алкилат. Предположим, что вместо алкилата мы будем добавлять ТЭС.

2. Из заданного октанового числа вычитаем октановое число имеющегося топлива с октановым числом, меньшим, чем необходимо:

Г. И. Маслянский с сотр.* показал, что при повышении температуры начала кипения сырья выход бензина заданного октанового числа возрастает. Из табл. 29 видно, что повышение температуры начала кипения сырья с 85 до 105° С приводит к увеличению выхода стабильного бензина на 3,3%. Характерно также различие в результатах риформинга фракций 85—180° С с высоким и низким содержанием нафтеновых углеводородов: разница в выходах бензина составляет 8%. *

необходимого срока службы катализатора насырье устанавливается «ловушка» для серы. Благодаря использованию системы непрерывной регенерации катализатора новый реактор может работать в режиме высокой жесткости для достижения заданного октанового числа. Для осуществления такой реконструкции требуется меньше затрат, чем при строительстве новой установки с непрерывной регенерацией. Основные показатели работы установки с включением в ее схему дуалформинга указаны в табл. 5.19.

риформинга. При этих работах было установлено, что парафиновые углеводороды, содержащиеся в продуктах, полученных рифор-мингом под низким давлением, имеют более низкие октановые числа, чем остаточные парафиновые компоненты после риформингапод высоким давлением. Поэтому для достижения заданного октанового числа риформинг-бензины, получаемые рифор-миигом под низким давлением, должны содержать больше ароматических компонентов. Поэтому стремление достигнуть максимальных октановых чисел при помощи только риформинга ограничивается некоторым значением, выше которого целесообразнее повышать октановое число какими-то другими методами вместо повышения жесткости риформинга. Результаты такого анализа показали , что в условиях нефтезавода, перерабатывающего иллинойсскую нефть и выпускающего бензин со средним октановым числом 93, при необходимости повысить октановое Число приблизительно до 100 более целесообразно включить новые процессы, в частности алкилирование и изомеризацию. В тех случаях, когда качество сырья, направляемого на риформинг, лучше, чем получаемого из иллинойсской нефти, эта точка смещается в сторону повышения жесткости риформинга. Промышленные особенности процесса изомеризации будут рассмотрены в конце главы.

На выбор температуры процесса влияет углеводородный состав сырья. Чем выше содержание парафиновых углеводородов в сырье, тем более высокая температура требуется для получения заданного октанового числа. При нафтеновом сырье минимальные температуры в реакторе поддерживают в интервале 450 — 460 °С, при парафиновом — 480 — 490 °С. Максимальный нагрев ограничивается температурой 520 — 530 °С. Дальнейшее повышение температуры нежелательно, так

Стабильность катализатора обычно оценивают по скорости повышения температуры процесса, необходимой для поддержания заданного октанового числа ка-тализата. Подъем температуры по мере падения активности, например, катализатора АП-64, при жестком режиме составляет 1-2,4 С в месяц.

Из рассмотрения приведенных данных видно, что для заданного разделения наименьшие потоки пара и жидкости требуются по схеме в, в схеме б суммарный поток пара увеличивается всего на 5,8%, тогда как 'поток жидкости — на 55,8% . Преимущества систем со связанными материальными и тепловыми потоками особенно видны в сравнении с обычными многоколонными схемами по рис. П-16, а. При этой схеме возрастает суммарный расход жидкости на 87% по сравнению со схемой в и на 20%

Отборы бензина в К-1 обычно соответствуют узкой фракции н. к.— 85 °С, в некоторых случаях отбирают и более широкие бензиновые фракции с концом кипения до 120—140 °С. Хотя известно, что чем меньше отбор дистиллята на сырье, тем большие флегмо-вые и паровые числа требуются для обеспечения заданного разделения.

сырья и получаемых продуктов приведен в табл. IV.25. Для получения заданного разделения в колонне необходимо иметь 170 тарелок с соотношением числа тарелок в концентрационной и отгонной частях 5: 12, флепмовом числе 10 давлении в верху колонны 0,25— 0,28 МПа.

колонны DK. Высоту насадки Я, необходимую для заданного разделения, находят из уравнения

Увеличение удельного расхода растворителя Lw+1/Pa обусловливает поворот рабочей линии вокруг точки В и 'ее удаление от равновесной кривой. В итоге это приводит к уменьшению числа контактных ступеней, необходимых для заданного разделения.

Переход расчета от концентрационной к отгонной части колонны пояснен на рис. III-9. Получаемое при таком построении число вертикальных или горизонтальных отрезков между линией равновесия и рабочей линией и есть число теоретических тарелок, необходимых для заданного разделения.

Флегмовое число по-разному влияет на капиталовложения и эксплуатационные расходы, необходимые для осуществления заданного разделения. Например, при увеличении флегмового числа эксплуатационные расходы увеличиваются, но уменьшается число тарелок, а следовательно, уменьшаются и капиталовложения. В то же время при увеличении флегмового числа в колонне возрастает объем паров и, следовательно, при заданных диаметрах колонны может увеличиваться унос жидкости; вследствие этого нужно уменьшить производительность колонны или увеличить ее диаметр. Оптимальное флегмовое число рассчитать сложно. Его можно определить лишь при использовании машинных методов расчета. При проектировании установок ректификации ароматических углеводородов С8 флегмовое число обычно лолучается в пределах 1,2—1,5ДМИН.

Переход расчета от концентрационной к отгонной части колонны пояснен на рис. II 1-9. Получаемое при таком построении число вертикальных или горизонтальных отрезков между линией равновесия и рабочей линией и есть число теоретических тарелок, необходимых для заданного разделения.

и число тарелок необходимых для реализации заданного разделения от винилхлорида. Следовательно, в данном случае предложен вариант на основе второго заданного разделения, имеющий свои преимущества и недостатки. В частности, к преимуществам относится то, что в колонне 74 температура будет ниже, чем в аналогичной колонне варианта, основанного на первом заданном разделении . А это приводит к меньшим потерям винилхлорида за счет термополимеризации.