Расчет реактора каталитического крекинга. Производительность по сырью 3800 тонн/сутки

Чертеж Реактора кат.кр. ПиА 3курс.cdw

Реактор каталитического
ФГБОУ МГУТУ им. К.Г. Разумовского
Наименование штутцера
Выход продуктов реакции
Выход закоксованного катализатора
Коллектор ввода пара
Форсунка ввода сырья
Спецификация аппарата
Таблица штуцеров и люков

КП ПиА 3курс.docx

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ И НАУКИ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
ФЕДЕРАЛЬНОЕ ГОСУДАРСТВЕННОЕ БЮДЖЕТНОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ УЧРЕЖДЕНИЕ
ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ
Московский государственный университет технологий и управления имени К.Г. Разумовского
Филиал ФГБОУ ВПО «МГУТУ имени К.Г. Разумовского» в г. Омске
Специальность: 240404 Переработка нефти и газа (базовый уровень)
Дисциплина: «Химическая технология нефти и газа»
ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА
к курсовому проекту
Рассчитать основную атмосферную колонну.
Производительность по сырью 4500 тыс. тгод.
Руководитель проекта
Теоретическая часть:
1 Теоретические основы процесса6
2 Устройство и принцип действия аппарата7
3 Техника безопасности при эксплуатации аппарата9
4 Охрана окружающей среды на предприятиях нефтехимии10
1 Материальный баланс12
3 Конструктивный расчет16
Каталитическийкрекинг— термокаталитическая переработка нефтяных фракций с целью получения компонента высокооктановогобензина легкого газойля и непредельных жирных газов.
Каталитический крекинг — один из важнейших процессов обеспечивающих глубокую переработку нефти. Внедрению каталитического крекинга в промышленность в конце 30-х гг. 20 в. (США) способствовало создание эффективного с большим сроком службы катализатора на основе алюмосиликатов (Э. Гудри 1936 г). Основное достоинство процесса — большая эксплуатационная гибкость: возможность перерабатывать различные нефтяные фракции с получением высокооктанового бензина и газа богатого пропиленом изобутаном и бутенами; сравнительная легкость совмещения с другими процессами например с алкилированиемгидрокрекингомгидроочисткой адсорбционной очисткой деасфальтизацией и т. д. Такой универсальностью объясняется весьма значительная доля каталитического крекинга в общем объёме переработки нефти.
В настоящее время сырьем каталитического крекинга служит вакуумный газойль— прямогонная фракция с пределами выкипания 350—500°С. Конец кипения определяется в основном содержанием металлов и коксуемостью сырья которая не должна превышать 03%. Фракция подвергается предварительнойгидроочисткедля удаления сернистых соединений и снижения коксуемости. Также у ряда компаний (UOP IFP) имеется ряд разработанных процессов каталитического крекинга тяжелых фракций— например мазута (с коксуемостью до 6-8%). Так же в качестве сырья используют остатокгидрокрекинга в качестве компонентов сырья возможно использование деасфальтизатов петролатумов фильтратов обесмасливания гачей.
1Теоретические основы процесса
Каталитический крекинг является химическим процессом деструктивного каталитического превращения нефтяных фракций в моторные топлива и сырье для производства технического углерода кокса и нефтехимии. Сырьем для процесса служит в основном вакуумные дистилляты легкие керосиногазойлевые фракции и мазуты. Целевые продукты процесса – авиационные и высокооктановые автомобильные бензины легкий и тяжелые газойль углеводородные газы. Нежелательным продуктом является кокс.
Каталитический крекинг — один из важнейших процессов обеспечивающих глубокую переработку нефти. Внедрению каталитического крекинга в промышленность в конце 30-х гг. XX в. способствовало создание эффективного с большим сроком службы катализатора на основе алюмосиликатов. Основное достоинство процесса — большая эксплуатационная гибкость: возможность перерабатывать различные нефтяные фракции с получением высокооктанового бензина и газа богатого пропиленом изобутаном и бутенами; сравнительная легкость совмещения с другими процессами например с алкилированием гидрокрекингом гидроочисткой адсорбционной очисткой деасфальтизацией и т. д.
Катализатор – это вещество в присутствии которого изменяется скорость химической реакции. Явление изменения скорости реакции вызываемое катализатором называют катализом а реакцию – каталитической. Большое распространение получили катализаторы находящиеся в твердом состоянии. Они имеют множество внутренних пор. Общая внутренняя поверхность пор одной частицы значительно больше внешней ее поверхности.
Катализаторы для процесса каталитического крекинга бывают нескольких видов а именно: алюмосиликатные катализаторы и цеолитные катализаторы.
Условия процесса каталитического крекинга и глубина протекающих реакций определяется качеством применяемого катализатора. Для обеспечения максимального выхода целевых продуктов и минимального количества побочных продуктов а также достижения лучших технико-экономических показателей процесса промышленные катализаторы должны иметь следующие основные свойства:
Высокая активность. Чем выше активность тем больше глубина превращения исходного сырья при прочих равных условиях;
Стабильность. Катализатор должен быть стойким к истиранию растрескиванию и давлению вышележащих слоев;
Высокая избирательность. Избирательность катализатора оценивается по его способности ускорять реакции в требуемом направлении и снижать скорость побочных реакций;
Высокие регенерационные свойства. Катализатор должен обладать способностью быстро и многократно восстанавливать свою активность.
Основными параметрами процесса влияющими на выход и качество продуктов являются:
Температура. За температуру процесса каталитического крекинга принимают температуру середины реакционной зоны. В промышленных реакторах температуру процесса поддерживают в пределах 450 – 500оС. С ростом температуры в рабочей зоне увеличивается общая глубина превращения сырья выход сухого газа выход фракции С3 - С4 количество пропилена и бутилена и в сравнительно небольшой степени повышается выход дебутанизированного бензина.
Давление. На установках с циркуляцией микросферического катализатора процесс ведут под давлением 008-019 МПа. С повышением давления содержание олефиновых углеводородов в бензине уменьшается следовательно снижается октановое число бензина.
Кратность циркуляции катализатора. Кратность циркуляции катализатора равна отношению количества тонн циркулирующего катализатора в час к количеству сырья подаваемого в реактор. При постоянном количестве и качестве сырья вносимого в реактор и нормальных рабочих условиях процесса с ростом кратности циркуляции катализатора глубина превращения сырья процент отложения кокса на катализаторе увеличивается и как следствие повышает температуру в регенераторе. Понижение кратности циркуляции снижает отложения углерода на катализаторе (снижает выход кокса) снижает глубину превращения сырья.
Объемная скорость (час-1) – это отношение количества сырья подаваемого в час к количеству катализатора через сечение прямоточного лифт-реактора. Переработка сырья с большой объемной скоростью (при сохранении неизменных прочих условий процесса) дает больший абсолютный выход бензина чем крекинг с меньшей объемной скоростью.
Качество сырья. Тяжелое сырье дает больший выход бензина и меньший выход газа сырье с большим содержанием ароматики дает наибольший выход кокса и наименьший выход бензина. Лучший выход бензина и наименьший выход кокса дает нафтеновое сырье. Сырье с высоким содержанием серы дает низкооктановый бензин.
2 Устройство и принцип действия аппарата
Первая установка каталитического крекинга системы Гудри с неподвижным слоем шарикового катализатора была построена в 1936 г. Установки с подвижным слоем шарикового катализатора начали строить в 1943 г. На первых установках катализатор перемещали ковшевыми элеваторами позднее начали применять пневматический транспорт. В 1942 г. была введена в эксплуатацию первая промышленная установка каталитического крекинга с циркуляцией пылевидного катализатора. В настоящее время схемы установок и конструкций отдельных аппаратов значительно изменились.
Намного проще стала эксплуатация установок и существенно улучшились технико-экономические показатели процесса.
Различают установки по организации процесса:
Периодические (реакторы Гудри). Через нагретый стационарный слой катализатора пропускают сырье и после того как он закоксуется реактор ставят на регенерацию;
Непрерывной регенерации. Из реактора выводится закоксованный катализатор с поверхности которого выжигается кокс в отдельном аппарате и возвращается в реактор. После регенерации катализатор сильно нагрет чего хватает для процесса крекинга поэтому процесс каталитического крекинга не нуждается в подводе внешнего тепла;
Установки непрерывной регенерации подразделяются:
Реакторы с движущимся слоем катализатора;
Реакторы с кипящим слоем катализатора;
Реакторы с лифт-реактором;
Рисунок 1 – Схема реактора установки каталитического крекинга
На данный момент наиболее совершенными являются лифт-реакторы. Так выход бензина на них составляет 50-55% с октановым числом 9192 тогда как у реакторов с кипящим слоем выход бензина 37% с октановым числом 9091.
В реакторе можно выделить следующие зоны: зона воды и распределения сырья и катализатора 3) реакционная зона 2) сеперационная зона 4) отпарная зона 5) лифт-реактор
Реактор рассчитанной установки имеет диаметр сепарационной зоны 7500 мм отпарной зоны 3500 мм и лифт реактора 1000мм. Общая высота аппарата 615 м. Корпус аппарата изготовлен из стали 16ГС внутренние устройства – из стали 08Х13. Корпус аппарата изнутри футерован слоем жаростойкого торкрет-бетона толщиной 150 мм. Данный ректор относится к реакторам с непрерывной регенерацией катализатора с лифт-реактором.
Катализатор поступает из регенератора в нижний узел ствола где предварительно аэрируется водяным паром и затем смешивается с сырьем. Смесь катализатора с сырьем и водяным паром поднимется по стволу и пройдя конус с газораспределительной решеткой поступает в зону форсированного кипящего слоя. От эрозии ствол и конус защищены слоем жаростойкого бетона нанесенного на панцирную сетку. Ствол приварен к коническому днищу
десорбера и имеет вверху распорное устройство. Нижняя часть ствола воспринимает горизонтальное усилие катализаторопровода и передает его через скользящую опору на фундамент.
В верхней части аппарата установлены четыре блока двухступенчатых циклонов. Циклоны первой ступени подвешены к верхнему полушаровому днищу второй ступени – к сборной камере. Изнутри циклоны футерованы слоем эрозионностойкого бетона толщиной 20 мм нанесенным на панцирную сетку.
Катализатор уловленный в циклонах возвращается в кипящий слой по стоякам на концах которых установлены обратные клапаны-заслонки. Для предохранения от вибрации между стояками циклонов установлены связи из труб.
Катализатор из кипящего слоя опускается в десорбер где отпаривается в противотоке с водяным паром. Десорбер секционирован семью каскадными перфорированными конусами препятствующими созданию поршневого режима. В нижней части десорбера установлены кольцевые коллекторы для ввода водяного пара в верхней части – форсунки для ввода шлама.
3 Техника безопасности при эксплуатации аппарата
Установки каталитического крекинга являются огнеопасными и взрывоопасными. По противопожарным нормам ПТУСП-02-62 они относятся к категории А.
На установках вырабатывают следующие основные продукты: газ бензин и газойли. При попадании газойлей и бензина на горячую поверхность они могут самовоспламеняться. При смешении с воздухом пары бензина газойля и газы образовывают взрывоопасные смеси.
Образование взрывоопасных смесей можно предотвратить обеспечив хорошую герметичность действующего оборудования и трубопроводов.
Также продукты каталитического крекинга обладают высокой токсичностью. Для снижения концентрации их в воздухе производственные помещения оборудуют приточной и вытяжной вентиляцией. При концентрации вредных веществ выше допустимых норм работы проводят в грозозащитных средствах.
Необходимо учитывать следующие особенности каталитического крекинга: высокую температуру процесса крекинга и регенерации катализатора; высокую концентрацию сероводорода в газе крекинга; повышенную запыленность воздуха алюмосиликатной пылью; сложность аппаратурного оформления; наличие токов высокого напряжения; применение щелочей. Поэтому для предотвращения несчастных случаев обслуживающий персонал должен строго соблюдать определенные правила. Нарушение их может привести к отравлению парами углеводородов и сероводорода термическим и химическим ожогам поражению электрическим током.
Аварийная ситуация может возникнуть по различным причинам так попадание воды в нагревательную печь и ректор вместе с сырьем приводит к повышению давления в реакторе; резкое повышение давления на установке может вызвать прорыв паров нефтепродуктов через отпарную зону в транспортную линию регенератора и последующее интенсивное горение в регенераторе. Давление в реакторе снижают путем прекращения подачи в него
сырья до тех пор пока не ликвидируют причины попадания воды в сырье или пока его не заменят в системе нагрева безводным сырьем.
Если на катализаторе поступающем в регенератор кокса содержится больше чем допускается нормами происходит чрезмерный подъем температуры в регенераторе установок и в циклонной камере загорается СО. Одна из причин высокого содержания кокса на отработанном катализаторе – недостаточно глубокая его регенерация из-за слишком малого количества подаваемого воздуха.
Поэтому необходимо следить за содержанием кислорода в дымовых газах и не допускать содержания остаточного кокса на регенерированном катализаторе выше 05-06%.
В зимнее время при замерзании трубопроводов их отогревают водяным паром или горячей водой. Применение открытого огня категорически запрещается.
В производственных помещениях и на территории установки нужно поддерживать чистоту. До начала ремонта аппаратов из них откачивают нефтепродукт затем пропаривают водяным паром до тех пор пока продукт не будет полностью удален. После охлаждения водой и проветривания берут пробу для анализа на присутствие в аппарате углеводородов. При допустимом содержании углеводородов и кислорода выдается специальный наряд – допуск на производство ремонтных работ внутри аппарата.
4 Охрана окружающей среды на предприятиях нефтехимии
Сегодня производственная деятельность человечества связана с использованием разнообразных природных ресурсов охватывающих большинство химических элементов и сохранение окружающей среды в последние годы стало одной из важнейших проблем человечества.
Долгие годы процессы ухудшения окружающей среды были обратимыми т.к. затрагивали лишь ограниченные участки отдельные районы и не носили глобального характера поэтому эффективные меры по защите среды обитания человека практически не принимались. В последние же 20—30 лет в различных районах Земли начали появляться необратимые изменения природной среды или возникать опасные явления. В связи с массированным загрязнением окружающей среды вопросы ее охраны из региональных внутригосударственных выросли в международную общепланетарную проблему.
Среди загрязнителей окружающей среды (биологических физических химических и радиоактивных) одно из первых мест занимают химические соединения. Известно более 5 млн. химических соединений из которых свыше 60 тыс. находится в постоянном пользовании.
Самой действенной мерой охраны окружающей среды от этих соединений являются разработка и внедрение безотходных или малоотходных технологических процессов а также обезвреживание отходов или переработка их для вторичного использования. Другим важным направлением охраны окружающей среды является изменение подхода к принципам размещения различных производств замена наиболее вредных и стабильных веществ менее вредными и менее стабильными.
Для очистки промышленных газов от пыли золы и других твердых частиц создано высокоэффективного оборудование принцип действия которого основан на использование электростатического осаждения фильтрации через пористые слои и перегородки промывки газов и инерционного сепарирования.
Самым простыми устройствами являются различные фильтры. В фильтре запыленный газ проходит через ткань закрытых снизу рукавов в направлении снаружи внутрь чистый газ выходит через верхние открытые концы рукавов и удаляется из аппарата. Каждый рукав в фильтре натянут на жесткий проволочный каркас и закреплен на верхней решетке. В момент регенерации накопленный слой пыли отделяется от рукавов спадает в бункер фильтра удаляется пылевыгрузочными устройствами.
Для полного исключения загрязнений воды необходимо при проектировании очистных сооружений сточные воды рассматривать как сырье для извлечения ценных продуктов а очистку воды – как процесс необходимый для повторного использования. Любой сброс производственных стоков в водоемы в той или иной степени нарушает водопотребление ухудшает водопользование.
Для санитарной очистки сточных вод создаются и осваиваются новые эффективные установки и очистные сооружения. Это позволяет при постоянном росте объемов химического производства непрерывно уменьшать потребление свежей воды в промышленности и снизить количество сточных вод. Очистку сточных вод в производстве проводят механическими физико-химическими и биологическими методами приводящие к ликвидации сточных вод. Для очистки сточных вод на химических предприятиях применяют два основных типа очистных сооружений: локальные (целевых) и общие (заводские). Локальные очистные сооружения предназначены для обезвреживания сточных вод непосредственно после технологических установок и цехов. Локальная очистка является продолжением технологического процесса производства.
Применение локальных установок позволяет повторно использовать очищенную воду в том же технологическом процессе. Крупные химические предприятия снабжают общими очистными сооружениями которые могут включать первичную (механическую) вторичную (биологическую) и третичную (доочистку) очистку сточных вод.
К сооружениям механической очистки относятся решетки песколовки отстойники флотаторы фильтры на которых удаляется в основном грубодисперсные примеси. К сооружениям биологической очистке относятся: аэротенки биологические фильтры биологические пруды. Для доочистки используют фильтрование флотацию адсорбцию ионный обмен и обратный осмос. Значение доочистки резко возрастает в связи с необходимостью создания бессточных химических производств.
1 Материальный баланс
1.1 Выход продуктов каталитического крекинга G кгч рассчитывается по формуле:
L – производительность реактора по сырью кгч.
Gу.в. газов = = 23750
1.2 Количество рециркулята GR кгч рассчитывается по формуле:
GR = kR * L – L (1.2)
где kR - коэффициент рециркуляции.
GR = 12 * 15833333 – 15833333 = 3166666
1.3 Молекулярная масса нефтепродуктов М кгкмоль рассчитывается по формуле:
где – относительная плотность нефтепродукта.
1.4 Мольный выход нефтепродуктов М.В. кмольч рассчитывается по формуле:
где G – выход нефтепродуктов кгч
М – молярная масса нефтепродуктов кгкмоль
М.В.л. газ. = = 13861
М.В.у.в. газы = = 74219
Таблица1. – Материальный баланс реактора
Относительная плотность
Молекулярный вес М кгкмоль
2.1 Количество циркулирующего катализатора GЦ кгч рассчитывается исходя по формуле:
где GR – количество рециркулята кгч.
GЦ = 75*(15833333+3166667) = 1425000
2.2 Энтальпия жидких нефтяных фракций кДжкг рассчитывается по формуле:
2.3 Энтальпия парообразных нефтяных фракций кДжкг рассчитывается по формуле:
= (12958+0134*T+000052*T2)*(4-)-309(2.3)
= (12958+0134*763+000052*7632)*(4-07385)-309 = 143443
= (12958+0134*763+000052*7632)*(4-0867)-309 = 136574
= (12958+0134*763+000052*7632)*(4-09405)-309 = 132645
2.3 Расход теплоты входящих и выходящих потоков нефтепродуктов Q кДжс рассчитывается по формуле:
где G – массовый выход продукта кгс;
I – энтальпия продута при данной температуре кДжкг.
= 4398*70282 = 3091106
= 880*68111 = 599124
= 880*132645 = 1166785
= 1979*143443 = 2838976
= 976*136574 = 1333493
= 488*132645 = 647565
2.4 Количество водяного пара кгс приходящего в зону 3 на отпарку катализатора:
Gв.п. = xв.п.*GЦ (2.5)
где xв.п. – расход водяного пара % масс (берется в пределах 025 – 1%).
Gв.п. =0002527*39583 = 1
2.5 Количество теплоты для кокса катализатора водяного пара кДжкг рассчитывается по формуле:
где t – температура продукта 0С;
с – удельная теплоемкость продукта кДжкг*град.
= 2*470*268 = 252190
= 11*600*39583 = 261250
= 11*470*39583 = 20464581
= 344*490*660 = 1112496
2.6 Величина теплового эффекта Qp кДЖс рассчитывается по формуле:
где q – удельная теплота реакции кДж на 1кг сырья.
Qp = 210*4398 = 923611
Таблица2. – Тепловой баланс реактора
Агрегатное состояние
Удельная теплоемкость с Джкг*гр
Количество теплоты Q кДжс
3Конструктивный расчет
3.1 Расчет размеров лифт-реактора
3.1.1 Количество катализатора в объеме лифт-реактора GK1 кг:
где L и GR – количество сырья и рециркулята кгч.
g1 – массовая скорость подачи катализатора в лифт-реактор кгкг*ч.
3.1.2 Объем лифт реактора VP1 м3 определяется по формуле:
где С1 – концентрация катализатора во взвеси кгм3.
3.1.3 Средний объемный расход потока углеводородных паров в зоне 1 V1 м3ч:
где – сумма мольного выхода кмольч;
T1 – температура в зоне 1 К;
Р1 – давление в зоне 1 МПа;
Т0 Р0 – температура К и давление МПа при нормальных условиях.
V1 = * 224 * * = 2825130
3.1.3 Площадь сечения лифт-реактора S1 м2:
где 1 – фиктивная скорость паров в зоне 1 мс2.
3.1.4 Диаметр лифт реактора D1 м:
3.1.5 Длинна лифт-реактора l м:
3.2 Расчет размеров реакционной зоны 2
3.2.1 Общее количество катализатора GKAT кг в пределах зон 1 и 2 рассчитывается по формуле:
3.2.2катализатора GK2 кг в пределах зоны 2:
GK2 = GKAT - GK1(3.8)
GK2 = 9500 – 1900 = 7600
3.2.3 Объемный расход углеводородных паров в зоне 2 V2 м3ч:
V2 = МВрасх * 224* * (3.9)
где МВрасх – мольный расход продуктов кмольч
V2 = 162163 * 224* * = 5343282
3.2.4 Объем реакционной зоны 2 VР2 м3:
где С2 – концентрация катализатора во взвеси в зоне 2 кгм3
3.2.5 Фиктивное время пребывания углеводородных паров в зоне 2 2 с
3.2.6 Сечение реакционной зоны 2 S2 м2
3.2.7 Диаметр реакционной зоны 2 D2 м
3.2.8 Высота реакционной зоны 2 Н2 м:
3.3 Расчет размеров отпарной зоны 3
3.3.1 Количество катализатора в зоне 3 GK3 кгс.
где К3 – время пребывания катализатора в зоне 3
GK3 = 39583 * 120 = 474996
3.3.2 Рабочий объем отпарной зоны VP3 кгм3:
где С3 – концентрация катализатора во взвеси в зоне 3 кгм3
3.3.3 Мольный выход водяного пара поступающего на отпарку катализатора в зону 3 МВВП кмольс:
где GВП – расход водяного пара на отпарку катализатора кгс;
МВП – молекулярный вес водяного пара кгкмоль.
3.3.4 Объемный расход водяного пара в зоне 3 V3 м3с:
V3 = МВВП * 224 * * (3.18)
V3 = 0055 * 224 * * = 178
3.3.5 Необходимое полное сечение отпарной секции S3 м2:
3.3.6 Высота отпарной зоны Н3 м:
3.3.7 Полное сечение корпуса зоны 3 м2 равно:
3.3.8 Диаметр корпуса D3 м:
3.4 Расчет размеров зоны сепарации 4
3.4.1 Площадь сечения S4 корпуса зоны 4 должна быть не менее суммы S2 + S3 с запасом 20%:
S4 12*( S2 + S3)(3.23)
S4 12*(2828 + 891) = 44628
3.4.2 Диаметр корпуса зоны сепарации D4 м:
3.4.3 Высота сепарационной зоны Н4 принимается из условия: Н4 ≥ 45м.
3.5 Размеры шлемовой трубы 5 и стояка 6.
3.5.1 Объемный расход потока углеводородных и водяных паров V4 м3с на выходе из реактора:
V4 = ( * 224 * * (3.25)
V4 = ( + 0055) * 224 * * = 1665
3.5.2 Сечение шлемовой трубы S5 м3:
3.5.3 Диаметр шлемовой трубы D5 м:
3.5.4 Количество отработанного циркулирующего катализатора GОТР кгс:
GОТР = GЦ + GК(3.28)
GОТР = 39583 + 268 = 39851
3.5.5 Объемный расход потока циркулирующей взвеси V6 м3с:
3.5.6 Диаметр стояка D6 м:
В данном курсовом проекте на тему «Расчет реактора установки каталитического крекинга. Производительность по сырью 3800 тсутки» были рассмотрены теоретические основы процесса крекинга устройство и принцип работы реактора техника безопасности и охрана окружающей среды при его эксплуатации.
В расчетной части проекта представлен материальный и тепловой балансы и конструктивный расчет.
На основе технологического расчета был выбран реактор каталитического крекинга со следующими характеристиками:
Диаметр лифт реактора D1 = 1000 мм
Длина лифт реактора l = 48420 мм
Диаметр реакционной зоны D2 = 6000 мм
Высота реакционной зоны Н2 = 670 мм
Высота отпарной зоны Н3 = 13320 мм
Диаметр отпарной зоны D3 = 3500 мм
Диаметр корпуса зоны сепарации D4 = 7500 мм
Диаметр шлемовой трубы D5 = 900 мм
Диаметр стояка D6 = 1000 мм
Площадь поверхности одного теплообменника F=117 м2;
Также определили тепловую нагрузку Q=2990923 кДжс.
Баранов Д.А. Кутепов А.М. Процессы и аппараты: М. Академая 2004 – 303с.
Борисов Д.А. и др. Процессы и аппараты: Учебник для СПО. – М: Издательский центр «Академия» 2004
Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты: М.: Химия 1971. – 784с.
Медведева В.С. Охрана труда и противопожарная защита в химической промышленности: М.: Химия - 1989
Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтепереработки М: Химия- 1987
Павлов К.Ф. Романков П.Г. Носков А.А Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии 2007