CC BY
79
УДК 66.011:65.015.13
ЭТИЛЕНОВЫЙ РЕГИОН ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО КОМПЛЕКСА ПО ПЕРЕРАБОТКЕ ГАЗОВ КРЕКИНГА И ПИРОЛИЗА
А.Р.Сафаров, А.М.Алиев, И.И.Османова, А.М.Гусейнова
Институт катализа и неорганической химии им. М.Нагиева НАН Азербайджана
agil_s@mail. ru Поступила в редакцию 04.03.2015
Разработана принципиальная схема химико-технологического комплекса (ХТК) по совместной переработке газов крекинга и пиролиза с целью получения важных органических соединений, таких как альдегиды, кетоны, спирты, кислоты, сложные эфиры и полимеры. Приведены результаты количественной оценки составов газов рассмотренных процессов, исходя из мощностей соответствующих установок. С целью упрощения расчета материального баланса всего ХТК произведена разбивка комплекса на регионы. Осуществлен расчет материального баланса каждого процесса, входящего в этиленовый регион комплекса, и всего региона для установившегося состояния. Для расчета материального баланса региона использованы режимные технологические параметры действующих промышленных химико-технологических процессов, процессов, находящихся на этапе проектирования и экспериментальные материальные данные.
Ключевые слова: комплекс, регион, крекинг, пиролиз, расчет, материальный баланс.
Введение
В результате анализа принципиальной схемы Ново-Бакинского НПЗ им. Гейдара Алиева было выявлено, что большая часть газов крекинга, образующихся на крекинг-установках, сжигается или нерационально используется. Такое положение недопустимо, так как в крекинг-газах содержится значительное количество ценных олефинов, из которых можно получить не менее ценные продукты, такие как мономеры, альдегиды, кетоны, кислоты и сложные эфиры, широко используемые в промышленности. В этих газах представлены почти все непредельные углеводороды, но процентное содержание каждого из них низкое, т.е. для нефтехимии крекинг-газы являются сырьем ценным, но низкопотенциальным. Поэтому для удовлетворения потребностей в олефинах нефтехимические предприятия используют также газы пиролиза. Из сказанного становится ясной необходимость создания крупного производственного комбината по совместной переработке газов крекинга и пиролиза, так как только комплексные производственные комбинаты позволяют полнее использовать различные виды сырья с меньшими капиталовложениями, необходимыми для создания мощной промышленности, производящей
широкий ассортимент целевых синтетических продуктов. Для решения этой важной проблемы нами был разработан новый химико-технологический комплекс (ХТК) по совместной переработке газов крекинга и пиролиза, принципиальная схема которого представлена в виде блочной структуры (рис.1).
Предлагаемый комплекс включает большое число установок, связанных между собой различными материальными и энергетическими потоками. Кроме того, многие из них связаны рециркуляционными потоками, так как только рециркуляция, т.е. повторное возвращение в реакцию непрореагировавше-го сырья позволяет избежать налагаемые на реакцию термодинамические и кинетические ограничения и добиться максимального использования сырья. Задача оптимального проектирования сложных ХТК состоит не только в том, чтобы определить и реализовать оптимальные режимы для каждого процесса в отдельности, но и в том, чтобы установить между смежными технологическими звеньями комплекса такое согласование материальных, энергетических и рециркуляционных потоков, которое обеспечило бы оптимальную работу всего комплекса в целом.
Рис.1. Принципиальная схема ХТК.
Задача проектирования и оптимизации современных больших химических комплексов является многомерной и сложной для решения. С целью сокращения ее размерности целесообразно разбить весь комплекс на отдельные регионы, которые в составе комплекса сами представляют сложные системы, состоящие из многих взаимосвязанных отдельных аппаратов.
Таким образом, вместо задачи большой размерности будем решать ряд задач меньшей размерности. Исходя из этих соображений и разработанной схемы ХТК, разобъем последний на следующие регионы: 1) метано-водо-родный, 2) этиленовый, 3) пропан-пропиле-
новый, 4) бутилен-дивиниловый, 5) изобу-тиленовый.
Как видим, наиболее крупным из них по количеству аппаратов и обратных связей является этиленовый регион (№2), включающий восемь связанных между собой процессов: 1) пиролиз этана, 2) полимеризация этилена, 3) гидратация этилена, 4) окислительное превращение этилового спирта в уксусную кислоту, 5) этерификация уксусной кислоты этиловым спиртом, 6) гидродеме-тилирование толуола, 7) алкилирование бензола этиленом, 8) дегидрирование этил-бензола, 9) полимеризация стирола.
Целевыми продуктами региона, исходя
из требований рынка, являются полиэтилен высокого давления, этиловый спирт, уксусная кислота, этилацетат, полистирол, этилен.
Вначале найдем распределение материальных потоков между блоками региона с учетом обратных связей между ними. Для этого прежде всего необходимо провести статистическую обработку большого количества используемых нами нефтезаводских данных, полученных с бензиновых пиролиз-ных печей Сумгаитского завода "Этилен-Полиэтилен", и данных по крекинг-газам, полученных с комбинированной установки каталитического крекинга Г-43-107М БНЗ им. Гейдара Алиева.
На основе разработанной методики статистической обработки и программы устранения аномальных точек [1, 2] определены усредненные количества компонентов крекинг-газа и пирогаза, приведенные соответственно в табл. 1 и 2.
Таблица 1. Усредненный компонентный состав крекинг-газа, мас.%_
Продукты, мас.%
СО+ СО2 0.01 С3Н8 6.450
Н2 0.346 изо-С4Н8 9.574
СН4 4.364 н-С4Н8 23.365
С2Н4 4.017 изо-С4Н10 20.386
С2Н6 3.770 н-СНю 5.010
0.107 ХС5Н10 0.178
С3Н6 21.578 изо-С5Н12 0.752
Таблица 2. Усредненный компонентный состав пи рогаза, мас.%
Продукты, мас.%
Н2 0.9414 С2Н2 0.2033
СО 0.1271 С4Н6 5.0629
СО2 0.0179 ЕС4 5.1197
СН4 14.442 ЕС5-ЕС7 6.6221
С2Н6 3.2483 С6Н6 11.927
С2Н4 24.807 С7Н8 5.8832
С3Н8 0.6016 ЕС8 3.6885
С3Н6 13.983 ЕС9+ 3.2083
С3Н4 0.1167 Е 100%
Полученные с пиролизной и крекинговой установок газы поступают на газофракционирование, а затем - в ХТК, где в соответствующих регионах перерабатываются в целевые продукты.
Произведем количественный расчет газов крекинга и пиролиза, поступающих на ХТК.
1) Согласно [3], на сумму указанных в табл. 1 газов крекинга приходится в среднем 19.5% от всех получаемых с установки Г-43-107М продуктов каталитического крекинга. Общая мощность установки составляет 2.000.000 т/год. Учитывая, что установка работает в среднем 8000 ч в год, часовая мощность установки составит 250 т/ч.
Тогда на указанную в табл. 1 сумму продуктов придется массовая скорость 48.75 т/ч. С учетом процентного содержания газов крекинга (табл. 1) определим их количественный состав, представленный в табл. 3.
Таблица 3. Количественный состав газов крекинга, т/ч
Продукты, т/ч
СО+ СО2 0.005 С3Н8 3.144
Н2 0.169 изо-С4Н8 4.667
СН4 2.127 н-С4Н8 11.390
С2Н4 1.958 изо-С4Н10 9.938
С2Н6 1.838 н-С4Н10 2.442
0.052 ЕС5Н10 0.087
С3Н6 10.565 изо-С5Н12 0.367
Более подробный процентный и количественный составы бутиленов н-С4И8 в газах крекинга приведен в табл. 4 [3].
Таблица 4. Процентный и количественный составы бутиленов н-С4Н8, мас.%_
Продукты мас.% т/ч
Бутен-1 32.44 3.695
^ис-Бутен-2 29.73 3.386
транс-Бутен-2 37.83 4.309
Е н-С4Н8 100 11.390
2) Мощность установки по пиролизу прямогонного низкооктанового бензина составляет 1.000.000 т/год. Годовой фонд рабочего времени - 8000 ч. Тогда в час будет производиться пирогаза 125 т/ч.
Исходя из процентного содержания компонентов (табл. 2), получим количественный состав пирогаза (табл. 5).
Таблица 5. Количественный состав газов пиролиза, т/ч
Продукты, т/ч
Н2 1.17675 С2Н2 0.2541
СО 0.15887 С4Н6 6.3286
СО2 0.02237 ЕС4 6.3996
СН4 18.0525 ЕС5-ЕС7 8.2776
С2Н6 4.06037 С6Н6 14.908
С2Н4 31.0087 С7Н8 7.354
С3Н8 0.752 ЕС8 4.6106
С3Н6 17.4787 ЕС9+ 4.0104
С3Н4 0.14587 Е 125 т/ч
Процентный и количественный составы бутан-бутиленовой фракции в газах пиролиза, согласно [4], приведены в табл. 6.
Таблица 6. Процентный и количественный составы
Продукты мас.% т/ч
н-Бутан 8.5 0.5439
Изобутан 2.17 0.1388
Бутен-1 25.7 1.6646
цис-Бутен-2 8.53 0.5458
транс-Бутен-2 10.5 0.6719
Изобутен 44.6 2.8542
100 6.3996
Суммарные количества газов крекинга и пиролиза, поступающих на ХТК, представлены на схеме (рис. 1).
Определим распределение материальных потоков между всеми процессами данного региона, согласно требуемым количествам целевых продуктов. При расчете каждого процесса использовали режимные параметры действующих промышленных установок, или установок, находящихся на этапе проектирования.
1. Пиролиз этана (получение этилена)
Этилен - основное сырье нефтехимической промышленности. На его основе вырабатывается значительное количество пластических масс, растворителей, моющих средств, каучуков, смазочных веществ и т.д. [5-7]. Существующие мощности установок пиролиза по этилену составляют 113 млн. т/год [8].
Наилучшим сырьем для получения максимальных выходов этилена является газообразное сырье - этан и его смеси, а наиболее распространенным методом получения его в промышленном масштабе - термический пиролиз этана в змеевике трубчатой печи, который осуществляют в среде водяного пара при температуре (800-900)0С, давлении (4-5) атм и соотношении водяной пар:сырье (1-2):1.
Этан - единственный парафиновый углеводород, который при повышенных температурах и в отсутствие селективных катализаторов дегидрируется в олефин с высоким выходом.
В работе [9] разработаны научные основы моделирования, оптимального проектирования и оптимального управления про-
цессами пиролиза парафиновых углеводородов и их смесей, протекающих с обратной связью. Согласно разработанной в [9] методике, проведено исследование процесса пиролиза этана, осуществляемого на заводе "Этилен-Полиэтилен" г. Сумгаита.
Сноу и Шатт [10] применили для описания процесса пиролиза этана молекулярные уравнения суммарных реакций, полученные на основе экспериментальных данных. Предложенные ими стехиометрические и кинетические уравнения не описывают истинный механизм процесса; они были выбраны с целью воспроизведения экспериментального распределения продуктов пиролиза этана в соответствующих областях изменения температуры, давления и степени конверсии. Однако, несмотря на несколько формальный характер, модель Сноу и Шатта с необходимыми изменениями можно использовать для расчета промышленного реактора пиролиза этана. В работе [11] к стехиометрической схеме Сноу Шатта были добавлены уравнения образования СО и СО2, которое наблюдается в промышленных условиях.
Общая стехиометрическая схема пиролиза этана, согласно [9] и [11], имеет вид:
С2Н6 ^ С2Н4 + Н2
С2Н4 + 2Н2 ^^ 2СН4
С2Н4 ^ — С4Н6 + — С4Н8 + — С4Н10 + — Н2
С2Н4 С6Н6 + Н2
С 2Н 4 ^ С2Н2 + Н2
С2Н4 ^ 2С + 2Н2
143
57
93
СтН,, + С9НЛ ^-С^Н,- +--СтНо +--Н9
24 26 150 3 6 150 3 8 150 2
С + Н20 ^ СО + Н2 СО + Н20 ^ С02 + Н2.
Суммарное количество этана, получаемого из газов крекинга и пиролиза и направляемое на вход в ХТК, составляет 5900 кг/ч (табл. 3 и 5). Для этой загрузки при То=850°С получили соответствующее распределение продуктов пиролиза этана.
Однако это распределение получено при однократном пропуске свежего сырья.
4
Для установившегося состояния, когда загрузка свежего сырья равна выходам продуктов реакции, а количество рециркулята -величина постоянная [12], представленное в табл. 7 распределение продуктов изменится.
Таблица 7. Распределение продуктов пиролиза за
§ п
1
Продукты Выходы продуктов
% кг/ч
Н2 1.66 97.94
СО 0.41 24.19
СО2 0.75 44.25
СН4(метан) 2.75 162.25
С2Н2(ацетилен) 0.3 17.7
С2Н6(этан) 52 3068
С2Н4(этилен) 35.3 2082.7
С3Н8(пропан) 0.65 38.35
С3Н6(пропилен) 1.1 64.9
С4Н6(дивинил) 1.22 71.98
£С4(бутен, бутан) 1.11 65.49
С(кокс) 0.05 2.95
С6Н6(бензол) 2.7 159.3
Е 100 5900
Для нахождения материального баланса процесса в установившемся состоянии применим выведенное М.Ф.Нагиевым уравнение коэффициента рециркуляции. Коэффициент рециркуляции необходим для определения при установившемся состоянии: а) загрузки реактора, состоящей из смеси свежего сырья и рециркулята, б) выходов продуктов реакции при использовании многократного повторного химического превращения непрореагировавшего сырья в смеси со свежим сырьем.
Коэффициент рециркуляции равен отношению общей загрузки реактора §п к свежему сырью §0:
К я = .
(2)
При работе непрерывно действующей системы с рециркуляцией поступающее в реактор сырье состоит из свежего сырья §0 и рециркулята §я, т.е.
Кя - ,
§п - §Я 1 - ая
(3)
где ая - рециркулируемая часть загрузки (доля рециркулята).
Количество вышедшего из реактора за однократный пропуск непрореагировавшего этана составляет 52% (табл. 7), т.е. ая=0.52. Тогда Кя = 2.084.
Коэффициент рециркуляции Кя имеет замечательное свойство: при умножении его на выходы продуктов за один цикл при работе установки с рециркуляцией получаются пересчитанные значения выходов реакции на исходное сырье [12].
Применяя это свойство к выходам продуктов пиролиза за однократный пропуск (табл. 7), получили распределение этих продуктов (кроме этана), считая на свежее сырье, при работе реактора с рециркуляцией этана в установившемся состоянии (табл. 8).
Таблица 8. Распределение продуктов пиролиза этана в установившемся состоянии
Продукты Выходы продуктов
%Кя кг/ч
Н2 3.45 204.10
СО 0.85 50.41
СО2 1.56 92.21
СН4(метан) 5.73 338.12
С2Н2(ацетилен) 0.62 36.89
С2Н4(этилен) 73.56 4340.34
С3Н8(пропан) 1.35 79.92
С3Н6(пропилен) 2.29 135.25
С4Н6(дивинил) 2.54 150.00
ЕС4(бутен, бутан) 2.31 136.48
С(кокс) 0.10 6.14
С6Н6(бензол) 5.62 331.99
Е 100 5900
Производительность печи §п по этану составит: §п - 2.084• 5900 -12295 кг/ч,а количество рециркулята -12295 - 5900 -6395 кг/ч.
Схематически это можно представить в виде:
Этан из газон крекинга н пиролиза. _5900 кг/ч £
Этан, 6395кг/ч
С>
Пиролиз этана
Побочные, 1560 кг/ч ^
Этилен, 4340 кг/ч
Рис. 2. Схема материальных потоков процесса пиролиза этана.
2. Полимеризация этилена (получение полиэтилена)
Полимеризация является одним из основных методов синтеза полимеров. Это -процесс образования высокомолекулярных соединений, протекающий по механизму присоединения и обычно не сопровождающийся выделением побочных продуктов. Поэтому элементный состав мономеров и получаемого полимера одинаков. В общем виде реакция полимеризации описывается уравнением
nA ^^. (4)
Изделия, полученные из продукта полимеризации этилена - полиэтилена, имеют высокие прочность, стойкость к действию агрессивных сред и радиации, хорошие диэлектрические свойства, они нетоксичны.
Полиэтилен получают радикальной полимеризацией этилена при высоком давлении и ионной полимеризацией при низком или среднем давлении. Целью нашей работы являлось получение полиэтилена высокого давления (ПЭВД).
В промышленности для производства ПЭВД применяются в основном два типа установок, различающихся конструкцией реактора для полимеризации этилена. Реакторы представляют собой либо трубчатые аппараты, работающие по принципу идеального вытеснения, либо вертикальные цилиндрические аппараты с перемешивающим устройством - автоклавы с мешалкой, работающие по принципу идеального смешения.
ПЭВД, получаемый в аппаратах разного типа, несколько различается по свойствам. Нами рассматривалась полимеризация этилена в трубчатом реакторе.
Технологический процесс производства ПЭВД в трубчатом реакторе состоит из стадий смешения свежего этилена с возвратным и кислородом, двухкаскадного сжатия этилена, его полимеризации в конденсированной фазе (плотность этилена 400-500 кг/м3), разделе-
ния ПЭВД и непрореагировавшего этилена, поступающего в рецикл, грануляции продукта [13]. Для окрашивания, стабилизации и наполнения в ПЭВД вводят соответствующие добавки, после чего его расплавляют и гранулируют.
Полимеризацию этилена в трубчатом реакторе проводят по режиму, приведенному в табл. 9.
Таблица 9. Основные технологические режимные параметры производства ПЭВД
Температура, 0С 190-250
Давление, МПа 245
Концентрация кислорода, % 0.002-0.008
Степень конверсии этилена за цикл, % 26-30
Суммарная степень конверсии этилена, % 95-98
Исходя из потребностей Республики приблизительно в 100000 т/год полиэтилена, из общего количества этилена, поступающего из газов крекинга и пиролиза, 12500 кг/ч посылаем на полимеризацию. Тогда при конверсии этилена за цикл в 30% при непрерывном ведении процесса коэффициент рециркуляции
составит Кк = 1 = 3.32, производительность 1 — 0.7
печи Оп по полиэтилену - Оп = 3.32 • 12500 = 41500 кг/ч, а при вычете из нее свежей загрузки этилена количество рециркулята будет gR = 41500 —12500 = 29000 кг/ч.
Выход полиэтилена за один пропуск -12500-0.3 кг/ч. Умножая его на Кя, получим выход полиэтилена для установившегося состояния, считая на свежее сырье, 3.32 • 0.30 • 12500 = 12450 кг/ч.
Так как производительность печи по полиэтилену - 41500 кг/ч, а массовые скорости этилена на входе в реактор и полиэтилена на выходе из него должны быть одинаковыми, то количество полиэтилена на выходе из реактора должно быть также 12450 кг/ч; оставшийся непревращенный этилен будет служить рециркулятом (рис. 3).
Этилен, 29000 кг/ч
Этилен, 12500 кг/ч
п
Полимеризация
ПЭВД, 12451) 1,1 ч ^
Побочные; 50 кг/ч ^
Рис. 3. Схема материальных потоков процесса полимеризации этилена.
3. Прямая гидратация этилена (получение этилового спирта)
В 2013 г. мировое производство этанола достигло 103.3 млн. м3. Наиболее распространенным катализатором для процесса прямой гидратации этилена является фосфорная кислота на твердом носителе [14]. Гидратацию этилена ведут при (260-300)0С, когда для поддержания нужной концентрации Н3РО4 в поверхностной пленке катализатора требуется высокое парциальное давление водяного пара. Чтобы повысить степень конверсии водяного пара, получить не слишком разбавленный спирт и этим снизить расход энергии, работают при некотором избытке этилена. Это предопределяет выбор общего давления в (7-8) МПа.
Проведем расчет материального баланса [15] данного процесса для гидрататора с производительностью по этиловому спирту 12000 кг/ч. Из них 5059 кг/ч будут направляться в реактор для получения уксусной кислоты, а 6941 кг/ч - на сбыт.
Исходные данные:
- производительность установки по этиловому спирту 12000 кг/ч;
- распределение этилена на образование продуктов, мас. %: этилового спирта С1 -95.5%; диэтилового эфира С2 - 2%; ацет-альдегида С3 - 1.5%; полимеров С4 - 1.0%;
мольное соотношение водяной пар:этилен
- 0.7:1;
- конверсия этилена за один проход - 4.5 %.
При прямой гидратации этилена на фосфорно-кислотном катализаторе, помимо основной реакции
СН2=СН2 + Н2О ^ СН3-СН2ОН, (5)
протекают побочные:
- образование диэтилового эфира 2СН2=СН2 + Н2О ^ СН3-СН2-О-СН2-СН3, (6)
- образование ацетальдегида 2СН2=СН2 + Н2О^СН3-СНО + СН3-СН3, (7)
- образование полимеров (олигомеров).
Расход эт илена рассчитываем, исходя из заданного распределения его на образование продуктов реакции и стехиометриче-ских уравнений реакции.
Определим из стехиометрии количест-
во этилена, расходуемого на получение 12000 кг/ч этилового спирта:
Л1 12000 • М 12000 • 28 .
А1 --Э --- 7304.35 кг/ч .
Мс 46
Это количество этилена, согласно исходным данным, расходуется на образование 95.5% этилового спирта. Тогда общий расход этилена на образование всех продуктов
4 7304.35 -100 __ , реакции будет А=-- 7648.53 кг/ч.
95.5
Это количество этилена расходуется:
- на образование диэтилового эфира:
л„ 7648.53-2 __ ,
А2 --- 152.97 кг/ч,
100
- на образование ацетальдегида и этана: 7648.53-1.5
А2-■
100
-114.73 кг/ч,
- на образование полимеров: 7648.53-1
А2-■
100
- 76.48 кг/ч.
Найденное количество продуктов образуется из превращенного количества этилена в 7648.53 кг/ч, получаемого при 4.5%-ной конверсии всего поступающего этилена. Тогда общее количество подаваемого в реактор этилена будет:
7648.53 -100 45
-169967.33 кг/ч.
Количество непревращенного этилена, посылаемого обратно в реактор, составит 169967.33 - 7648.53 -162318.80 кг/ч.
Количество побочных продуктов рассчитываем по уравнениям реакций (6) и (7):
74 -152 97 - 74 15297 -202.14 кг/ч, э 2 - 28
44 -114.73 ,
^ац - —- - 90.14 кг/ч, ац 2 - 28
30-114.73 ^ ^ .
Gэг --- 61.46 кг/ч,
31 2 - 28 '
апол. - 76.48 кг/ч .
Исходя из того, что в реакциях (5-7) вода расходуется в количестве 1 моль на 1 моль продукта, суммарный расход воды на реакцию будет:
(
G
H20
G G„
V Mc M3
+ ■
12000 202.14 ■ +-+
Мац.У
90.48
• М
H20
• 18 = 4781.7 кг/ч.
^ 46 74 44
Определим количество водяного пара, подаваемого в реактор. Известно, что мольное соотношение водяной пар:этилен = 0.7:1. Зная общее количество этилена (169967.33 кг/ч), найдем общее количество водяного пара: 169967.33
N
HO
28
• 0.7 = 4249.18 кмоль/ч,
Ощо = • 18 = 4219.18 • 18 = 76485.24 кг/ч.
Количество неиспользованного водяного пара:
Онеисп = 76485.24 — 4781.7 = 71703.54 кг/ч.
Н20
Материальный баланс процесса получения этилового спирта приведен в табл. 10.
Распределение материальных потоков процесса получения этилового спирта представлено в виде схемы (рис.4).
Таблица 10. Материальный баланс процесса получения этилового спирта
Вход в реактор, кг/ч Выход из реактора, кг/ч
Этилен Водяной пар 169967.33 76485.24 Этиловый спирт Водяной пар Этилен Диэтиловый эфир Ацетальдегид Этан Полимеры 12000 71703.54 162318.80 202.14 90.14 61.46 76.48
Итого 246452.57 246452.57
Этилен, 162318.49 кг/ч
Этилен, 7648.51 кт/ч^. Вод, пар, 4781.65 кг/ч^
Н>
J
Прямая гидратация этилена
Этанол, 12000 кг/ч ^
Волянон нар. 71700.34 кг/ч
Ъфир, 202.13 кг/ч ^ Альдегид. 90.13 кг/ч,.
Этан. 61.07 кг/ч^
Полимеры. 76.48 к1'/ч^
Рис.4. Схема материальных потоков процесса получения этилового спирта.
4. Окислительное превращение этилового спирта в уксусную кислоту
В настоящее время мировые мощности по производству уксусной кислоты рассчитаны на производство более 5 млн. тонн продукта в год, при этом реально производится около 4 млн. тонн [16].
Уксусную кислоту в основном получают двухстадийным методом: первая стадия - жидкофазное окисление этилена в аце-тальдегид с участием каталитической системы PdCl2+CuCl2+HCl, вторая стадия - жидкофазное окисление ацетальдегида в уксусную кислоту в присутствии катализатора -ацетата марганца. Обе стадии производства уксусной кислоты имеют ряд существенных недостатков. Применяемые на первой стадии
каталитическая система и парофазовые смеси обладают высокой коррозионной активностью; образуются продукты конденсации и хлорорганические соединения, а часть палладия уносится в атмосферу. Получение уксусной кислоты на второй стадии протекает через образование ее надкислоты, чрезмерное накопление которой увеличивает взрывоопасность производства.
На основе природного цеолита - кли-ноптилолита [кристалличность - (80-85)%, 8Ю2/А1203=8.68] Айдагского месторождения Азербайджана синтезирован высокоактивный катализатор парофазного окисления этилового спирта в уксусную кислоту, содержащий ионы Си2+, Мп2+ и Pd2+ в количествах 0.25, 0.05, 0.05 мас.% соответственно
[17]. На этом катализаторе были изучены кинетические закономерности парофазного окисления этилового спирта в уксусную кислоту и составлена его стехиометрическая модель:
C2H5OH + 1о2 ^ CH3CHO + H2O
CH3CHO + 1o2 ^ CH3COOH (8)
C2H5OH + CH3COOH ^ CH3COOC2H5 + H2O
CH3CHO + 2^2 ^ 2CO2 + 2H2O.
Выше мы выяснили, что для получения 3500 кг/ч этилацетата в реактор этерифика-ции необходимо подавать 1840 кг/ч этилового спирта и 6000 кг/ч уксусной кислоты (из них 2400 кг/ч - свежая загрузка и 3600 кг/ч -рециркулят). Таким образом, количество уксусной кислоты для рассматриваемого случая не может быть меньше 2400 кг/ч, то есть Gy.к. > 2400 кг/ч при ограничениях на параметры: 150°С<Г<250°С, 0.5 < 0 < 3, 0 < Скат/№ < 150.
Так как при окислительном превращении этилового спирта значительное количество его превращается в диоксид углерода (С02), что снижает селективность процесса, то в постановку задачи ввели дополнительное ограничение на выход С02: GCO2 <а^с, где
Gc. - общее количество спирта, подаваемого в реактор окислительного превращения его в уксусную кислоту.
В результате расчета были найдены следующие значения параметров процесса: доля этилового спирта, превращенного в С02 а=9.35 мас.%, конверсия этилового спирта х=26.825^27%, температура процесса
Т=250 С, мольное отношение кислорода к этиловому спирту 9=2.5.
На выходе из реактора: количество диоксида углерода Ос02 = 1074 кг/ч, количество
уксусной кислоты Оук= 3255 кг/ч, количество кислорода G02 = 9681 кг/ч, количество воды Ощ0 = 1699 кг/ч .
Этим значениям параметров соответствуют: количество катализатора Gкaт=5220 кг, общее количество спирта Gс= 12000 кг/ч.
Так как для получения 3500 кг/ч эти-лацетата в реактор этерификации было послано 2400 кг/ч свежей уксусной кислоты, а на выходе из реактора её оказалось 3255 кг/ч, то оставшиеся 855 кг/ч уксусной кислоты посланы на сбыт.
При степени превращения этилового спирта х=26825 мас.% количество непревра-щенного этилового спирта составит (1-0.2685)12000=8781 кг/ч. Из них 1840 кг/ч, а также незначительное количество этилацетата (31 кг/ч) направляется в реактор этерифика-ции, остальное количество (6941 кг/ч) возвращается в реактор получения уксусной кислоты. Тогда для данного реактора с целью поддержания общей загрузки этилового спирта, равной 12000 кг/ч, а также оптимального мольного соотношения кислорода к этиловому спирту (0=2.5) необходимо подавать 5059 кг/ч свежего этилового спирта и 12521 кг/ч кислорода. 12000 кг/ч этилового спирта будет представлять собой общую загрузку реактора получения уксусной кислоты. Материальный баланс данного процесса представлен в табл. 11.
Таблица 11. Материальный баланс процесса окислительного превращения этилового спирта в уксусную кислоту
Вход в реакто ), кг/ч Выход из реактора, кг/ч
Спирт 5059 Этиловый спирт 1840
Кислород 12521 Этилацетат 31
Уксусная кислота 3255
Диоксид углерода 1074
Кислород 9681
Вода 1699
Итого 17580 17580
Схематически распределение материальных потоков процессов получения уксус-
ной кислоты и этилацетата представлено на рис. 5.
Рис.5. Схема материальных потоков процессов получения уксусной кислоты и этилацетата.
5. Этерификация уксусной кислоты этиловым спиртом (получение этилацетата)
В настоящее время одним из основных промышленных методов синтеза этилацетата является жидкофазная этерификация уксусной кислоты этиловым спиртом с участием в качестве катализатора концентрированной серной кислоты, что создает коррозионные и экологические проблемы. В альтернативу данному способу в лаборатории Института химических проблем НАН Азербайджана исследована активность ряда цеолитных катализаторов в реакции парофазной этерифи-кации уксусной кислоты этиловым спиртом [18-20]. В результате исследования было выявлено, что относительно высокую активность в этом процессе проявляет катализатор ß-цеолит.
Реакция этерификации уксусной кислоты этиловым спиртом описывается следующим стехиометрическим уравнением:
C2H5OH + CH3CDOH ^ CH3COOC2H5 + HO. (9)
Исходя из потребности Республики в 3500 кг/ч этилацетата и стехиометрического баланса реакции (9), определили необходимое для проведения реакции количество этилового спирта. Оно составило 40 кмоль/ч (1840 кг/ч). С учетом найденного отношения уксусной кислоты к этиловому спирту 01=2.5 на входе в реактор этерификации должно быть 100 кмоль/ч (6000 кг/ч) уксусной кислоты. Но так как, согласно стехиометрии, в реакцию вступают 40 кмоль/ч этилового спирта с 40 кмоль/ч уксусной кислоты, то 60 кмоль/ч (3600 кг/ч) непревращен-
ной уксусной кислоты посылаем на рециркуляцию в тот же реактор (рис. 5).
6. Гидродеметилирование толуола (получение бензола)
Бензол входит в состав бензина, широко применяется в промышленности, является исходным сырьём для производства лекарств, различных пластмасс, синтетической резины, красителей. Хотя бензол входит в состав сырой нефти, в промышленных масштабах он синтезируется из других её компонентов.
На сегодняшний день существует несколько принципиально различных способов производства бензола [14]: 1) коксование каменного угля, 2) каталитический рифор-минг бензиновых фракций нефти, 3) пиролиз бензиновых и более тяжелых нефтяных фракций, 4) тримеризация ацетилена.
В промышленности при получении бензола в значительном количестве образуется толуол, потребность в котором невелика. Это обусловило разработку и осуществление в крупных заводских масштабах методов де-алкилирования толуола в бензол. Деалкили-рование основано на деструктивной гидрогенизации (гидрогенолиз) с расщеплением углерод-углеродной связи между ароматическим ядром и алкильной группой:
с6ы5сн3 + н2 ^ с6н6+сы4. (10)
Эту реакцию можно осуществлять без катализаторов (термическое деалкилирова-ние) или с гетерогенными контактами (каталитическое деалкилирование).
Воспользуемся промышленными режимными параметрами для процесса катали-
тического деалкилирования толуола и определим выход бензола при входном значении количества толуола в 7350 кг/ч, полученного из газов пиролиза.
Процесс осуществляется при (580-620)0С. Выход бензола на установке гидроде-алкилирования толуола достигает (96-98)%.
Таблица 12. Материальный баланс процесса гидро-
Сырье кг/ч Продукты кг/ч
Толуол 7350 Бензол 6106.87
Водород 159.78 Метан и пр. газы 1402.9
Для нашего случая имеем 7350 кг/ч (7989 кмоль/ч) поступающего в реактор толуола.
Согласно стехиометрии, массовая скорость водорода составляет 79.89-2=159.78 кг/ч, массовая скорость бензола - 79.89 78= 6231.5 кг/ч; с учетом выхода бензола в 0.98,получим его количество - 6106.87 кг/ч. Тогда на метан и другие легкие газы придется: 7350+159.78-6106.87=1402.9 кг/ч.
Распределение материальных потоков процесса деметилирования толуола представлено в виде схемы на рис. 6.
Рис. 6. Схема материальных потоков процесса деметилирования толуола.
7. Алкилирование бензола этиленом (получение этилбензола)
Этилбензол содержится в нефти и каменноугольной смоле. Основным промышленным методом получения его является каталитическое алкилирование бензола этиленом (по реакции Фриделя-Крафтса) [7].
При пропускании паров этилбензола над катализатором (А1С13) образуется стирол, являющийся сырьём при производстве важных промышленных продуктов - некоторых видов пластмасс и синтетических ка-учуков. Этилбензол используют также в органическом синтезе, например, для получения ацетофенона жидкофазным каталитическим окислением, а также как растворитель и компонент высокооктановых бензинов.
Алкилирование ведут при (90-100)0С и небольшом избыточном давлении до 0.2 МПа в присутствии хлористого алюминия. Теплота экзотермических реакций алкили-рования расходуется на подогрев вводимого в реактор сырья до температуры реакции. Избыточная теплота отводится за счет испарения части бензола.
Кроме целевой реакции, протекают побочные - образование диэтилбезола (ДЭБ) и полиалкилбензолов. С целью снижения выхода побочных продуктов в реактор алки-
лирования возвращают ДЭБ со стадии ректификации, и он вступает в реакцию переал-килирования. В работе [21] приведены следующие данные по процессу алкилирования бензола в этилбензол: селективность по этилбензолу в расчете на этилен составляет (76-78)%; молярное соотношение бензола к этилену (3:1); потери этилбензола на стадиях выделения 3%; количество ДЭБ, возвращаемого со стадии ректификации, составляет 250 кг на 1 тонну получаемого этилбензола; конверсия бензола - 32.7%.
Принимая во внимание эти данные, рассчитаем материальный баланс процесса. Примем количество бензола, направляемого в реактор алкилирования, равным 15000 кг/ч (192 кмоль/ч). В соответствии с указанным молярным соотношением бензола к этилену (3:1) необходимое для проведения реакции количество этилена составит 192:3 = 64 кмоль/ч (1792 кг/ч).
Учитывая селективность этилбензола по этилену (0.78), в результате реакции получим: 0.78-64=50 кмоль/ч (5300 кг/ч) этилбензола. Из-за потерь этилбензола в 3% на стадиях выделения, итоговая масса этилбензола составит (50-50-0.03)=48.5 кмоль/ч (5141 кг/ч).
Согласно [21], количество ДЭБ, возвращаемого со стадии ректификации в реак-
тор алкилирования, равно 5300
• 250 = 1325 кг/ч .
1000
Так как конверсия бензола составляет 32.7%, то количество непрореагировавшего бензола (67.3%), возвращаемого обратно в реактор, будет 15000-0.673=10095 кг/ч.
Принимая во внимание это количество рециркулируемого бензола gR при общей подаче бензола £„=15000 кг/ч, найдем
количество свежего бензола £ос6н6: £ос6н6 = - = 15000 -10095 = 4905 кг/ч .
Материальный баланс, соответствующий данному общему расходу бензола (15000 кг/ч), представлен на рис. 7. Так как количество всех поступающих в реактор компонентов равно количеству всех выводимых продуктов, т.е. 4905+1792=5141+1325 + побочные, то последних на выходе из реактора окажется 231 кг/ч.
Рис. 7. Схема материальных потоков процесса алкилирования при свежей загрузке бензола в 4905 кг/ч.
Так как, согласно общей схеме ХТК (рис. 1), количество свежего бензола, поступающего в реактор алкилирования, состоит из суммы уже учтенных 15000 кг/ч бензола и бензола, поступающего из реактора гидродемети-лирования - 6106.87 кг/ч и составляет 21097 кг/ч, то пересчитаем материальный баланс процесса алкилирования для нашего случая.
Учитывая линейность преобразований, коэффициент масштабирования, необходимый для пересчета на нужную загрузку, будет: 21097
K =
4905
4.301.
Материальный баланс данного процесса при подаче в реактор алкилирования 21097 кг/ч свежего бензола представлен на рис. 8.
Рис. 8. Схема материальных потоков процесса алкилирования при свежей загрузке бензола в 21097 кг/ч.
8. Дегидрирование этилбензола (получение стирола)
Большую часть стирола (около 85%) в промышленности получают газофазным каталитическим дегидрированием этилбензола под давлением до 0.5 МПа при (580-610)0С, массовом соотношении водяной пар:этилбен-зол, равном (1.7-2.1):1, и объемной скорости по жидкому этилбензолу - 0.5 ч-1. В этих условиях степень конверсии этилбензола составляет (55-60)%, селективность по стиро-
лу - (88-90)% [21].
Дегидрирование этилбензола осуществляют в адиабатическом двухступенчатом реакторе на железохромкалиевом катализаторе по реакциям
СбН5-С2Н5 —• СбНб-СН=СН2 + Н2,
С6Н5-С2Н5 + Н2— С6Н5-СН3 + СН4, ( 1 1 )
С6Н5-С2Н5 — С6Н6 + СН2=СН2,
2С6Н5-С2Н5 —• С6Н5-СН=СН-С6Н5 + 2СН4.
Стирол применяют почти исключительно для производства полимеров. Многочисленные виды полимеров на основе стирола включают полистирол, пенопласт (вспененный полистирол), модифицированные стиролом полиэфиры, пластики АБС (акри-лонитрил-бутадиен-стирол) и САН (стирол-акрилонитрил).
Согласно оптимальным технологическим режимам процесса дегидрирования этилбензола в стирол, представленным в [21], входному количеству этилбензола
(22111.3 кг/ч) и стехиометрическим уравнениям (11), нами был рассчитан материальный баланс данного процесса. Он представлен в табл. 13, а схематически изображен на рис. 9.
Таблица 13. Материальный баланс процесса получе-
Вход в реактор, кг/ч Выход из реактора, кг/ч
Этилбензол 22111.3 Стирол 19068
Водяной пар 932.12 Толуол 1705
Бензол 1000
Побочные 1270
Итого 23043.42 23043.42
Рис. 9. Схема материальных потоков процесса дегидрирования этилбензола.
Покажем, что основные параметры процесса соответствуют их значениям, приведенным в [21].
1. Согласно численным значениям, представленным на рис. 10, общая загрузка этил-бензола составляет:
gЭБ = 22111.3 +17342 = 39453.8 кг/ч .
Массовое отношение водяной пар:этил-бензол равно: (932.12 + 78832)/(22111.3 +17342.5) = 2.02 .
2. Доля непревращенного количества этилбензола по отношению к общей его загрузке составит: 17342.5/39453.8 = 0.44.
Тогда конверсия этилбензола будет: х = 1 - 0.44 = 0.56(56%).
3. Селективность этилбензола по стиролу: = gсг/gЭБ ■ х = 19068/39453.8• 0.56 « 0.86.
Полимеризация стирола
Полистирол (ПС) - термопластичный материал, обладающий высокой твёрдостью и хорошими диэлектрическими свойствами, химически стойкий по отношению к щелочам и кислотам (кроме азотной и уксусной). Полистирол не растворяется в низших спиртах, алифатических углеводородах, фенолах, простых эфирах. Растворяется в собственном
мономере, ароматических и хлорированных углеводородах, сложных эфирах, ацетоне. Устойчив к радиоактивному облучению, но стойкость к ультрафиолетовым лучам невелика. Полистирол легко формуется и окрашивается. Хорошо обрабатывается механическими способами. Без труда склеивается. Обладает низким влагопоглощением и высокой влаго- и морозостойкостью. Физиологически безвреден. Изделия из полистирола обладают высоким глянцем.
Суспензионная полимеризация стирола проводится в водной дисперсионной среде по радикальному механизму в присутствии инициатора - пероксида бензоила. Процесс -периодический, проводится при непрерывном перемешивании в течение 12-14 ч при ^900С. Конверсия - свыше 90% [22].
Стехиометрическая схема реакции:
иСИ,=СИ
-СИ2=СИ- п
Рассчитанный, согласно стехиометрии, материальный баланс процесса представлен на рис. 10.
Стирол, 12571.95 кг/ч,
Полимеризация
Полистирол, 12571.95 кг/ч
Рис. 10. Схема материальных потоков процесса полимеризации стирола.
Результаты работы
Объединив результаты каждого рассматриваемого процесса, материальный
баланс всего этиленового региона представим следующим образом:
Рис. 11. Схема материальных
Проведя аналогичные расчеты, определив распределение материальных потоков в остальных регионах и направив образовавшиеся в процессах ХТК побочные продукты в подходящие для их целесообразного использования регионы, мы замкнем систему и получим окончательно сформированную структуру единого комплекса взаимосвязанных процессов.
Условные обозначения
А, А1 - общий расход этилена и расход этилена на получение этилового спирта соответственно, кг/ч; А2 - расход этилена на образование диэтилового эфира, ацетальде-гида, этана и полимеров, кг/ч; Окат - масса катализатора, кг; Gс - общее количество спирта, подаваемого в реактор окислительного превращения; Осо2, Gу K, G02, 0Що -массовые скорости диоксида углерода, уксусной кислоты, кислорода и воды соответ-
потоков этиленового региона.
ственно кг/ч; ^ил , Gэ , Gац, GЭг , ^ол - массовые скорости этилена, эфира, ацетальдеги-да, этана и полимеров соответственно, кг/ч; ^ - производительность печи по полиэтилену, кг/ч; gn, g0, gк - общая загрузка реактора, свежее сырье и рециркулят, кг/ч; gЭБ - общая загрузка этилбензола, кг/ч; К -коэффициент масштабирования, б/р; К-& - коэффициент рециркуляции, б/р; М э ,М с ,М ац.,
МНг0 - молекулярные массы эфира, спирта,
ацетальдегида и воды соответственно, кг/кмоль; 0 - общее количество водяного
пара для получения этилового спирта, кмоль/ч; № - число молей этилового спирта в сырье, кмоль/ч; Т - температура газовой смеси, К; х — конверсия этилбензола, б/р;
- доля рециркулята, б/р; 0, 01 - мольное соотношение кислорода и уксусной кислоты к этиловому спирту соответственно, б/р.
Список литературы
1. Сафаров А.Р., Алиев А.М., Османова И.И., Алиев Ф.В. Методика статистической обработки нефтезаводских данных // Азерб. хим. журн. 2013. № 2. С. 44-56.
2. Алиев А.М., Сафаров А.Р., Алиев Ф.В., Алиева Х.А. Способ определения усредненных показателей компонентного состава крекинг-газов // Азерб. хим. журн. 2013. № 3. С. 9-16.
3. Рустамов М.И., Гайсин А.С., Мамедов Д.Н. Современный справочник по нефтяным топ-ливам и технологиям их производства. Баку: Фонд "Химик", 2005. 640 с.
4. Мухина Т.Н., Барабанов Н.Л., Бабаш С.Е., Меньшиков В.А., Аврех Г.Л. Пиролиз углеводородного сырья. М.: Химия, 1987. 240 с.
5. Вольфкович С.И., Роговин З.А., Руденко Ю.П., Шманенков И.В. Общая химическая технология. Т. 2. М.: Госхимиздат, 1959. 628 с.
6. Азингер Ф. Химия и технология моноолефи-нов. М.: Гостоптехиздат, 1960. 738 с.
7. Юкельсон И.И. Технология основного органического синтеза. М.: Госхимиздат, 1959. 528 с.
8. Клименко А.П. Получение этилена из нефти и газа. М.: Гостоптехиздат, 1962. 123 с.
9. Алиев А.М., Таиров А.З., Гусейнова А.М., Бабаев А.И., Исмаилов Н.Р. Математическое моделирование и интенсификация промышленных процессов пиролиза углеводородных газов и их смесей с обратной связью // Хим. пром-сть. Процессы и аппараты химических производств. СПб. 2011. Т. 88. № 4. С. 163-183.
10. Snow R.H., Schutt H.C. Design of an ethane py-rolisis reactor //Chem. Eng. Progr. 1957. V. 53. No 3. P. 133-М-138-М.
11. Алиев А.М., Бабаев А.И., Гусейнова А.М., Ис-маилов Н.Р. Моделирование и исследование процесса пиролиза этана с обратной связью //ММТТ-22. XXII Междунар. научная конф. "Математические методы в технике и технологиях". Сб. трудов. Псков, 2009. Т. 3. C. 150-153.
12. Нагиев М.Ф. Теоретические основы рециркуляционных процессов в химии. М.: Изд-во АН СССР, 1962. 332 с.
13. Коршак В.В. Технология пластических масс. М.: Химия, 1985. 560 с.
14. Лебедев Н.Н. Теория химических процессов основного органического и нефтехимического синтеза. М.: Химия, 1988. 588 с.
15. Журавлев В.А. Расчет материальных балансов при проектировании производств органического синтеза: Учеб. пособ. Кемерово: КузГТУ, 2012. 92 с.
16. Acetic Acid and its Derivatives. Edited by Agreda V.H., Zoeller J.R. Marcel Dekker Inc., N.Y., 1993. 45i p.
17. Патент SU №1549945 A1. Способ получения уксусной кислоты / Алиев А.М., Бабаева А.Р., Кулиев А.Р., Мамедов Ф.А., Меджидова С.М., Нараевская С.Н., Шахтахтинский Т.Н. 1990.
18. Алиев А.М., Поладлы П.Ф., Сарыджанов A.A., Кулиев А.Р., Гусейнов К.А., Шпурова С.Ф. Исследование каталитической активности синтетических деалюминированных мордени-тов в реакции парофазной этерификации уксусной кислоты этиловым спиртом // Азерб. хим. журн. 2004. № 2. C. 16-20.
19. Алиев А.М., Поладлы П.Ф., Сарыджанов A.A., Шахтахтинский Т.Н., Кулиев А.Р., Микаилов Р.З. Исследование каталитической активности синтетических и природных морденитов в реакции парофазной этерификации уксусной кислоты этиловым спиртом // Азерб. хим. журн. 2003. №1. C. 10-15.
20. Aliyev A.M., Sarijanov A.A., Mikailov R.Z., Shakhtakhtinsky T.N., Ibrahimov Z.I., Kuliyev A.R. Selection of an active zeolite catalyst for es-terification of acetic acid with ethyl alcohol // Azerb. chem. journ. 2002. No 2. P. 10-16.
21. Гутник С.П., Сосонко В.В., Гутман В.Д. Расчеты по технологии органического синтеза. М.: Химия, 1988. 272 с.
22. Сафин М.А. Разработка системы автоматического управления реактором синтеза суспензионной полимеризации стирола с учетом кинетики процесса. Дис. ... канд. техн. наук. М. : Российский химико-технолог. Ун-т им. Д.И. Менделеева, 2014. 124 c.
KREKlNQ VO PlROLlZ QAZLARININ EMALININ KIMYOVl-TEXNOLOJl KOMPLEKSlNlN
ETlLEN REGlONU
A.R.Saf3rov, A.M.Oliyev, l.l.Osmanova, A.M.Hüseynova
Aldehidlarin, ketonlann, spirtlarin, turçulann, mürakkab efirlarin va polimerlar kimi üzvi sintezin qiymatli mahsullarinin alinmasi maqsadila krekinq va piroliz qazlannin birga emali ûçûn kimyavi-texnoloji komleks (KTK) taklif olunub. Bu KTK-in prinsipial sxemi yaradilib. Krekinq va piroliz qurgularinin güclarini nazara alaraq bu qazlarin tarkibinin qiymatlandirilmasinin naticalari göstarilib. KTK-in material balansinin hesablanmasinin asanlaçdmlmasi maqsadila kompleksin müayyan regionlar üzra bölgüsü apanlib. Etilen regionuna daxil olan har bir prosesin va bütövlükla bu regionun sabit çaraiti ^ün material balansinin hesablanmasi apanlib. Regionun material balansinin hesablanmasi uçûn ona daxil olan har bir prosesin texnoloji parametrlarinin rejimlari mövcud olan sanaye-kimyavi va layihalandirilma marhalasinda olan proseslardan götürülüb.
Açar sözlar: kompleks, region, krekinq, piroliz, hesab, material balans.
ETHYLEN REGION OF CHEMICAL TECHNOLOGICAL COMPLEX FOR PROCESSING OF CRACKING AND PYROLYSIS GASES
A.R.Safarov, A.M.Aliyev, I.I.Osmanova, A.M.Guseynova
For the purpose of getting the important organic products such as aldehydes, ketones, alcohols, acids, ethers and polymers the chemical-technological complex (ChTC) for joint processing of pyrolysis and cracking gases has been proposed. The principal scheme of proposed chemical-technological complex has been created. The results of qualitative estimation of gases composition of the examined processes, proceeding from powers of the corresponding plants, are cited. With the aim of simplyfication of the calculation of the material balanace of all the process the decomposition of the complex regions has been done. For the each process entering the ethylen region of the complex and for this region in total its material balance has been calculated. To calculate the material balance of the region there were used the regime technological parameters of functioning industrial chemical and technological process been on the stage of projecting and the experimental material data.
Keywords: complex, region, cracking, pyrolysis, calculation, material balance.
