Проект установки каталитического крекинга. Технологический расчет реактора
Основное назначение, параметры и механизм каталитического крекинга. Схема переработки смеси нефти месторождений Жанажол и Кенкияк с производительностью 6 миллион т/год по топливному варианту. Расчет материальных балансов всех установок, входящих в схему.
| Рубрика | Производство и технологии |
| Вид | курсовая работа |
| Язык | русский |
| Дата добавления | 05.10.2017 |
| Размер файла | 310,2 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.
|
№ |
Найменование |
Выход |
||||
|
% |
т/г |
т/сутки |
кг/час |
|||
|
1. |
Тяжелый алкилат |
5,9 |
14929,97 |
43,911 |
1823,65 |
|
|
2. |
Денормализат |
82 |
884024,78 |
2600,07 |
108336,37 |
|
|
3. |
Легкий газойль (КК) |
12,6 |
169872,75 |
499,62 |
||
|
4. |
Керосиновый газойль (ТК) |
3,9 |
89816,50 |
264,16 |
11006,924 |
|
|
Всего: |
100 |
1158644 |
3407,77 |
141990,68 |
Ц.Ч = 43
Таблица 27
Материальный баланс бензосмесительной станции
|
№ |
Наименование |
Выход |
||||
|
% |
т/г |
т/сутки |
кг/час |
|||
|
1. |
Поступило Изомеризат |
6 |
88636,74 |
260,70 |
10862,34 |
|
|
2. |
Рафинат(Экстр.Ау) |
20 |
297871,25 |
876,09 |
36503,82 |
|
|
3. |
Бензин (КК) |
39 |
58240,85 |
171,30 |
7137,35 |
|
|
3. |
Бензин (ТК) |
20,4 |
304816,7 |
896,52 |
37354,98 |
|
|
4. |
Легкий алкилат (Алкилирование) |
11,8 |
175870,01 |
517,26 |
21552,69 |
|
|
5. |
С5 выше (Гфу предельный) |
1,3 |
20734,82 |
60,984 |
2541,03 |
|
|
6. |
С5 выше (Гфу не предельный) |
1,5 |
23392,67 |
68,801 |
2866,74 |
|
|
Всего: |
100 |
1493743,04 |
4393,36 |
183,05 |
О.Ч= 76
Сводный материальный баланс
Таблица 28
Сводный материальный баланс
|
№ |
Наименование |
Выход |
||||
|
% |
т/г |
т/сутки |
кг/час |
|||
|
1. |
Газ |
4,2 |
244021,76 |
717,71 |
29904,62 |
|
|
2. |
Бензин |
25,8 |
1493743,04 |
4393,36 |
183056,74 |
|
|
3. |
Ароматические углеводороды |
4,7 |
267349,33 |
786,32 |
32763,39 |
|
|
4. |
Керосин |
9 |
524697,01 |
1543,23 |
64301,10 |
|
|
5. |
Дизельное топливо |
19,9 |
1158644 |
3407,77 |
141990,68 |
|
|
6. |
Жидкий парафин |
3,3 |
194054,23 |
570,75 |
23781,15 |
|
|
7. |
Сырье для технического углерода |
2,3 |
134819,64 |
396,52 |
16522,01 |
|
|
8. |
Котельное топливо |
30,8 |
1787804,05 |
5258,25 |
219093,63 |
|
|
9. |
потери |
3,2 |
5805133,06 |
17073,92 |
711413,36 |
2.6 Описание технологической схемы установки каталитического крекинга
Каталитический крекинг (рис. 2) предназначен для получения широкой газойлевой фракции, высокооктанового бензина, газа и дизельного топлива. Катализатор с частицами в 2 - 3 мм обеспечивает снижение температуры крекинга и равномерный контакт катализатора с парами сырья в реакторе и с воздухом в регенераторе.
Вакуумный газойль насосом Н - 1 прокачивается через теплообменники легкого 1 и тяжелого 2 газойля и поступает в трубчатую печь 3, где нагреваясь до температуры 460 - 4800С, поступает в реакционную зону реактора 4. В реакторе контактируя с катализатором, поступающим из бункера реактора с температурой 5200С, пары сырья крекируются. Из нижней части реактора через сепарирующее устройство пары продуктов реакции вместе с перегретым водяным паром, подаваемым на отпарку катализатора с температурой 4600С, отводятся в ректификационную колонну 5 под отбойную тарелку. С верха ректификационной колонны жирный газ, пары бензина и водяной пар с температурой 1300С поступают в конденсатор - холодильник 6. Жирный газ, бензин и вода из холодильника 6 с температурой 400С поступают в газосепаратор 7, где происходит разделение жирного газа, бензина и воды. Из газосепаратора жирный газ поступает на разделение. Нестабильный бензин частично подается на орошение колонны 5, остальная часть откачивается на стабилизацию.
1,2 - теплообменник; 3 - трубчатый печь; 4 - реактор; 5 - ректификационная колонна; 6 - холодильник; 7 - газосеператор; 8 - отпарная колонна; 9,10 - холодильник конденсатор; 11, 13, 14 - топка; 12 - регенератор; 16, 17, 17, Н-1, Н-2, Н-3, Н-4, Н-5 насосы
Рисунок. 2. Технологическая схема установки каталитического крекинга с шариковым катализатором.
С тарелки 16 колонны 5 через отпарную колонну 8 насосом Н-3 легкий газойль откачивается в резервуар товарного парка. Тяжелый газойль с низа колонны 5 частично поступает на орошение низа колонны, а остальная часть откачивается в товарный парк. Отработанный катализатор воздухом, нагретым в топках под давлением 11, транспортируется в регенератор 12, где происходит выжиг кокса за счет подачи вентилятором воздуха, нагретого в топке под давлением. Регенерированный катализатор с температурой 580 - 6000С горячим воздухом транспортируется в бункер реактора, откуда поступает в реакционную зону реактора. Тепло, выделяемое при выжиге кокса с катализатора, снимается водой, подаваемой в охлаждающие змеевики регенератора насосом Н-5. [9].
2.7 Технологический расчет основного аппарата
Исходные данные
Целью работы является изучение конструкции и методов расчета реактора установки каталитического крекинга вакуумного дистиллята в псевдоожиженном слое. Расчет включает в себя определение количества катализатора и расхода водяного пара, составление материального и теплового балансов реактора, в результате которых определяют реактора.
Задание. Рассчитать реактор установки каталитического крекинга вакуумного дистиллята в псевдоожиженном. Производительность реактора по свежему сырью = 87,58 т/ч. Количество рециркулирующего каталитического газойля составляет 16,4 масс.% на свежее сырьё. Выход газа - 16,6 масс.% на свежее сырьё. Температура крекинга Тр = 813 К. Массовая кратность циркуляции катализатора по свежему сырью 8:1. Глубина превращения 75. Температура рециркулирующего каталитического газойля Тц=500 К. Температура катализатора Тк=760 К. Температура водяного пара, подаваемого в транспортную линию Тп.1=760 К. Температура водяного пара, подаваемого в отпарную зону реактора Тп.2=580 К.
Материальный баланс
Таблица 29
Материальный баланс установки каталитического крекинга
|
Потоки |
% |
т/год |
т/сут |
кг/ч |
|
|
Поступило |
|||||
|
Сырьё |
100 |
714635,73 |
2102,868 |
87577,908 |
|
|
Получено |
|||||
|
Газ |
17,3 |
123631,981 |
363,623 |
15150,978 |
|
|
Бензин |
43,2 |
308722,635 |
908,008 |
37833,656 |
|
|
Легкий газойль |
12,6 |
90044,102 |
264,836 |
11034,816 |
|
|
Тяжелый газойль |
11,6 |
82897,745 |
243,817 |
10159,037 |
|
|
Кокс выжигаемый |
5,3 |
37875,694 |
111,399 |
4641,629 |
|
|
Сырье для тех.угл. |
10 |
134819,64 |
210,187 |
8757,79 |
|
|
Всего |
100 |
714635,73 |
2102,868 |
87577,908 |
Количество катализатора и расход водяного пара:
При кратности циркуляции катализатора R=7:1 количество циркулирующего катализатора:
=7 * 87,58= 613,06 т/ч (1)
Определим расход водяного пара.
Для регулирования плотности смеси паров сырья с катализатором в транспортную линию подается водяной пар в количестве 2-6 масс.%, считая на загрузку реактора. На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 5-10 кг пара на 1 т катализатора.
Принимаем расход водяного пара для регулирования плотности смеси равным 4 масс.% на сырье
т/ч=3500кг/ч (2)
На катализаторе после регенерации остается кокс в количестве 0,2-0,5 масс.%, считая на свежий катализатор. Примем содержание остаточного кокса на регенерированном катализаторе равным 0,4 масс.%, что составит:
Go.k= (3)
Количество закоксованного катализатора на выходе из реактора:
Gз.к=Gк+ Gо.к+21,75=613,06+2,45+21,75=637,26т/ч (4)
Приняв расход водяного пара на отпарку 1 т закоксованного катализатора равным 7 кг, найдем часовой расход водяного пара:
Gg1=7Gз.к=7•637,26=4460,82кг/ч (5)
Тепловой баланс
Уравнение теплового баланса реактора в общем виде:
Qc + Qц1 + Qк1 + Qп1 + Qд1+Qо.к = Qг + Qб + Qл.г + Qт.г + Qк2 + Qк + Qц2 + Qд2 + Qп2 + Qр + Qп (6)
Левая часть уравнения отвечает приходу тепла (в кВт): Qc - с сырьем;
Qц1 - с рециркулирующим каталитическим газойлем; Qк1 - с циркулирующим катализатором; Qп1 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;
Qд1 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора. Qо.к - с остаточным коксом.
Правая часть уравнения отвечает расходу тепла (в кВт): Qг - с образовавшимися газами крекинга; Qб - с парами бензина; Qл.г - с парами легкого газойля; Qт.г - с парами тяжелого газойля; Qк2 - с циркулирующим катализатором; Qк - с образовавшимся при крекинге коксом; Qц2 - с рециркулирующим газойлем. Qп2 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию; Qд2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора; Qр - на реакции каталитического крекинга;
Qп - потери тепла в окружающую среду.
Количество потерь тепла в окружающую среду принимаем 800 кВт. Значения энтальпий крекинг-газа, бензина и каталитического газойля приведены в таблице 3 интервале температур 673-773 К. Путем интерполяции можно определить энтальпию при промежуточных температурах.
Таблица 30
Значения энтальпий в интервале температур 673-773 К
|
Компонент |
Состояние |
Энтальпия, кДж/кг |
||
|
673 К |
773 К |
|||
|
Вода |
Пар |
3268 |
3488 |
|
|
Крекинг-газ |
Газ |
980 |
1297 |
|
|
Бензин |
Пар |
1260 |
1580 |
|
|
Легкий газойль |
Пар |
1160 |
1470 |
|
|
Тяжелый газойль |
Пар |
1150 |
1440 |
|
|
Жидкость |
950 |
1270 |
Энтальпия катализатора и кокса подсчитывается по формуле:
(7)
где с - теплоемкость катализатора или кокса, кДж/кг;
Т - температура катализатора или кокса, К.
Теплоемкость катализатора принимаем 1,1 кДж/(кг·К), теплоемкость кокса - 2 кДж/(кг·К).
кДж/кг; (8)
кДж/кг; (9)
кДж/кг. (10)
Величину теплового эффекта реакции крекинга Qр определяем по графику в зависимости от глубины превращения. При глубине превращения R=75 теплота реакции Qр=160 кВт.
Тепловой баланс сведем в таблицу 31.
Таблица 31
Тепловой баланс
|
Обозначение потока |
Состояние |
Температура, К |
Количество, кг/ч |
Энтальпия, кДж/кг |
Количество тепла, кВт |
|
|
Приход: |
||||||
|
Qc |
Ж |
Тс |
160000 |
qc |
Qс |
|
|
Qц1 |
Ж |
500 |
26240 |
588,71 |
4 291,01 |
|
|
Qкат1 |
Т |
760 |
1280000 |
836,00 |
297 244,44 |
|
|
Qп1 |
П |
760 |
7450 |
3 459,40 |
7 159,04 |
|
|
Qп2 |
П |
580 |
8960 |
3 063,40 |
7 624,46 |
|
|
Сумма |
- |
Qс +316318,95 |
||||
|
Расход: |
||||||
|
Qг |
Г |
813 |
26560 |
1 423,80 |
10 504,48 |
|
|
Qб |
П |
813 |
72000 |
1 846,72 |
36 934,37 |
|
|
Qл.г |
П |
813 |
23920 |
1 741,74 |
11 572,87 |
|
|
Qт.г |
П |
813 |
23920 |
1 734,94 |
11 527,74 |
|
|
Qкат2 |
Т |
813 |
1280000 |
894,30 |
317 973,33 |
|
|
Qк |
Т |
813 |
13600 |
1 626,00 |
6 142,67 |
|
|
Qц2 |
П |
813 |
26240 |
1 730,01 |
12 609,82 |
|
|
Qп1 |
П |
813 |
7450 |
3 576,00 |
7 400,33 |
|
|
Qп2 |
П |
813 |
8960 |
3 576,00 |
8 900,27 |
|
|
Qр |
- |
- |
160000 |
160,00 |
7 111,11 |
|
|
Qп |
- |
- |
1 000,00 |
|||
|
Сумма |
431 676,99 |
Из теплового баланса найдем количество тепла Qс, которое должно прийти вместе с сырьем:
Qс=431676,99 - 316318,95=115358,04 кВт. (11)
Энтальпию сырья найдем из соотношения:
(12)
кДж/кг. (13)
В соответствии с энтальпией сырья при относительной плотности =0,91 определяем температуру сырья Тс=1110,90 К.
Размеры реактора
Площадь поперечного сечения реактора равна:
(14)
где V - объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, м3/ч; щ - допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.
Величину V можно определить по формуле:
(15)
где - количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч; Тр - температура в реакторе, К;
р - давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаемое равным 0,2•106 Па.
Рассчитаем величину :
(16)
Тогда
м3/ч. (17)
Этот объем паров является наибольшим, так как суммарный объем всех получающихся продуктов крекинга больше объема сырья.
Для установок каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора рекомендуется принимать равной от 0,5 м/с до 0,89 м/с. Примем =0,7 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора равна:
м2. (18)
Диаметр реактора:
м. (19)
На существующих промышленных установках применяются реакторы диаметром от 2,5 до 12.
Диаметр зоны отпарки (десорбера) найдем после того, как будем знать давление у верхнего основания десорбера.
Эскиз реактора приведен на рисунке 3.
Рисунок 3. Схема для расчета рабочей высоты реактора
Полная высота реактора:
H = h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5 (20)
где h - высота псевдоожиженного слоя; h1 - высота переходной зоны от псевдоожиженного слоя до зоны отпарки (распределительного устройства);
h2 - высота зоны отпарки (конструктивно принимается равной 6 м); h3 - высота сепарационной зоны,м; h4 - часть высоты аппарата, занятая циклонами, зависит от размеров циклонов (конструктивно принимается равной 6 м); h5 - высота верхнего полушарового днища, равная 0,5•D=3,25 м.
Высота псевдоожиженного слоя в промышленных реакторах составляет 4,5 - 7,0 м. В данной работе высоту псевдоожиженного слоя рассчитать по формуле:
(21)
где Vp - объем реакционного пространства, м3;
(22)
где Gк.р. - количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг; - плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно равная 450-500 кг/м3.
Величина Gк.р равна:
(23)
где Gс - загрузка реактора, кг/ч; nд - массовая скорость подачи сырья, ч-1. Массовая скорость подачи сырья изменяется в пределах 1,1-2,3ч-1.
Примем nд =1,5
Тогда
кг; (24)
м3; (25)
м. (26)
Высота переходной зоны h1:
(27)
где - высота цилиндрической части переходной зоны, м;
- высота конической части переходной зоны, м.
Примем высоту переходной зоны равной h1=7 м. Величины и найдем после определения диаметра десорбера.
Площадь поперечного сечения десорбера:
(28)
где Vд - объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера, м3/ч; щд - линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера, которая может находиться в пределах 0,3-0,9 м/с.
Наибольший объем паров будет в верхней части десорбера. Величина Vд рассчитывается по формуле:
(29)
где - количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч; рд - давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.
Количество паровой смеси в десорбере равно:
(30)
где Gп - количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десордер, кмоль/ч; Мп - средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов; Gд1 - количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.
Количество углеводородных паров, заключенных в объеме между частицами катализатора и адсорбированных на его поверхности циркулирующего катализатора равно:
(31)
где yп - доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора, рассчитываемая по формуле:
(32)
где =2400 кг/м3 - плотность материала катализатора; - плотность адсорбированных папров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/м3.
Если принять среднюю молекулярную массу Мп адсорбированных углеводородных паров и газообразных продуктов равной средней молекулярной массе Мг крекинг-газа, то при нормальных условиях имеем:
(33)
В рабочих условиях для верхней части десорбера
(34)
при этом Тв=Тр=758 К, а давление в верхней части десорбера равно:
(35)
Тогда
(36)
(37)
кг; (38)
а величина
кмоль/ч. (39)
Подставив в формулу для расчетов объема газов и паров все известные величины, получим:
м3. (40)
Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной щд=0,74 м/с. Тогда:
м2. (41)
Диаметр десорбера
= 1,128=1,9м (42)
Принимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет 45о, и зная диаметр реактора (6,5м), геометрически легко найти высоту конического перехода =2,25 м. Получим:
м. (43)
Высота сепарационной зоны h3 рассчитывается по формуле:
=0.85•0.851.2(7,33-1,2)=5,2м (44)
где - скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.
Тогда
H = 4,55 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,75 = 32,5 м. (45)
Высота цилиндрической части корпуса:
Hц = h + + h3 + h4 = 4,55+4,75+5,2+6=20,5 (46)
В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру Hц/=1,4 - 4. Меньшие значения этого отношения характерны для мощных реакторов. Для нашего случая: [10].
(47)
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
В литературном обзоре проведен анализ процесса каталитического крекинга. Описаны технологические схемы процесса.
В данной работе приведена поточная схема переработки смеси нефтей месторождении Жанажол и Кенкияк в соотношении 80:20 с производительностью 6 миллион т/год по топливному варианту и рассчитаны материальные балансы всех установок, входящих в поточную схему. По физико-химическим характеристикам нефть является сернистой, парафинистой, малосмолистой.
При переработке смеси нефтей месторождений Жанажол и Кенкиякв соотношении 80:20 были получены следующие фракции: бензиновая фракция, дизельная фракция, вакуумный газойль и гудрон.Затем фракции были направлены на вторичные установки такие, как каталитический риформинг, каталитический крекинг, термический крекинг,газофракционирующая установка непредельных углеводородов,алкилирование,депарафинизация дизельного топлива и т.д.
При расчете материальных балансов было произведено 1493743,04 т/год бензина с октановым числом 76; 1158644 т/год дизельного топлива с цетановымчислом 43; 267349,33 т/год ароматических углеводородов; 1787804,05 т/год котельного топлива; 524697,01 т/год керосина; 194054,23 т/год жидкого парафина; 134819,64 т/год сырья для Т.У.; 244021,76 т/год газа. Потери составляют 3,2%.
Также описывается технологическая схема процесса каталитического крекинга. В работе был проведен технологический расчет основного аппарата - реактора. По расчетам диаметр реактора d = 6500 мм, высота реактора H = 32500 мм.
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1. Сериков Т.П., Оразова Г.А., Буканова А.С. Теоретические основы и технология глубокой переработки нефти. Атырау, 2009.
2. Бишимбаева Г.К., Букетова А.Е., Надирова Н.К. Химия и технология нефти и газа. Алматы, «Бастау» 2007.
3. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. Москва, «Химия», 1979.
4. Омский научный вестник №2, 2010.
5. Огородников С.К. Справочник нефтехимика Т-1. 1978
6. Рудин М.Г., Сомов В.Е., Фомин А.С. Карманный справочник нефтепереработчика. Москва, «ЦНИИТЭнефтехим» 2004.
7. Надиров Н. К. Нефть и газ Казахстана. Часть 2. Алматы, «Гылым» 1995.
8. Кузнецов А.А, Камерганов С.М., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. Ленинград, «Химия» 1974.
9. Магарил Р.З. Теоретические основы химических процессов переработки нефти. Ленинград, «Химия» 1985.
10. Эрих В.Н., Расина М. Г., Рудин М. Г. Химия и технология нефти и газа. Ленинград, «Химия» 1972.
Размещено на Allbest.ru
Подобные документы
Характеристика вакуумных дистилляторов и их применение. Выбор и обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти. Расчет основных аппаратов (реактора, колонны разделения продуктов крекинга, емкости орошения) установки каталитического крекинга.
курсовая работа [95,9 K], добавлен 07.11.2013Технологическая схема каталитического крекинга. Выбор и описание конструкции аппарата реактора для получения высокооктановых компонентов автобензинов из вакуумных газойлей. Количество катализатора и расход водяного пара. Параметры реактора и циклонов.
курсовая работа [57,8 K], добавлен 24.04.2015Назначение и область применения установки каталитического крекинга. Процессы, протекающие при переработке нефти. Технологический и конструктивный расчет реактора. Монтаж, ремонт и техническая эксплуатация изделия. Выбор приборов и средств автоматизации.
дипломная работа [875,8 K], добавлен 19.03.2015Описание технологической схемы установки каталитического крекинга Г-43-107 (в одном лифт-реакторе). Способы переработки нефтяных фракций. Устройство и принцип действия аппарата. Назначение реактора. Охрана окружающей среды на предприятиях нефтехимии.
курсовая работа [2,3 M], добавлен 12.03.2015Анализ влияния технологических режимов на количество и качество продукции. Оптимальные режимы работы установок каталитического крекинга по критерию снижения себестоимости переработки. Управленческие промышленные технологии, технологии управления данными.
дипломная работа [1,3 M], добавлен 07.10.2013Процесс каталитического крекинга гидроочищенного сырья, описание технологической схемы. Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе. Количество циркулирующего катализатора, расход водяного пара. Расчет и выбор вспомогательного оборудования.
курсовая работа [58,0 K], добавлен 18.02.2013Каталитический крекинг как крупнотоннажный процесс углубленной переработки нефти. Количество катализатора и расход водяного пара, тепловой баланс. Расчет параметров реактора и его циклонов. Вычисление геометрических размеров распределительного устройства.
курсовая работа [721,3 K], добавлен 16.05.2014Общая схема и этапы переработки нефти. Процесс атмосферно-вакуумной перегонки. Реакторный блок каталитического крекинга. Установка каталитического риформинга, ее назначение. Очистка и переработка нефти, этапы данного процесса, его автоматизация.
презентация [6,1 M], добавлен 29.06.2015Схема переработки нефти. Сущность атмосферно-вакуумной перегонки. Особенности каталитического крекинга. Установка каталитического риформинга с периодической регенерацией катализатора компании Shell. Определение качества бензина и дизельного топлива.
презентация [6,1 M], добавлен 22.06.2012Физико-химические основы процесса каталитического крекинга. Дистиллятное сырье для современных промышленных установок каталитического крекинга. Методы исследования низкотемпературных свойств дизельных фракций. Процесс удаления из топлива парафина.
курсовая работа [375,4 K], добавлен 16.12.2015
