Расчет установки каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем микросферического катализатора

Расчет установки каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем микросферического катализатора. Защита прошла в марте 2012 года в ОмГТУ на "хорошо". ...

Содержание

Введение 4
1 Аналитический обзор 5
1.1 Обзор современного состояния процесса 5
1.1.1. Эволюция каталитического крекинга 5
1.1.2. Характеристика и анализ современного уровня производства 9
2 Технологическая часть 15
2.1 Характеристика исходного сырья и получаемых продуктов 15
2.2 Принципиальная технологическая схема установки и ее описание 16
2.3 Расчет материального баланса реактора 20
2.4 Расчет теплового баланса реактора 23
2.5 Расчет размеров реактора 24
2.6 Расчет материального баланса регенератора 37
2.7 Расчет теплового баланса регенератора 42
2.8 Расчет конструктивных размеров регенератора 48
3 Автоматизация и АСУ ТП 57
3.1. Описание автоматизированной системы управления установки каталитического крекинга 58
4 Охрана труда и окружающей среды 63
4.1. Характеристика сырьяи продуктов 66
4.2. Коллективные средства защиты 69
4.3. Средства пожаротушения и противопожарной защиты 70
4.4. Индивидуальные средства защиты 71
4.5. Охрана окружающей среды 73
Выводы 74
Список использованной литературы 75

Введение

В настоящее время в нефтеперерабатывающей промышленности одним из наибо-лее распространенных процессов является каталитический крекинг на алюмосиликатных катализаторах.
Основное достоинство процесса - большая эксплуатационная гибкость: возмож-ность перерабатывать практически любое нефтяное сырьё в высококачественные продук-ты; сравнительная легкость совмещения с другими процессами, например, гидроочисткой, алкилированием, висбрекингом и др. Такой универсальностью объясняется весьма значительная доля каталитического крекинга в общем объеме переработки нефти.
Гибкость установок каталитического крекинга повышается благодаря исполь-зованию новых катализаторов и конструкций реакторов, в последнее время отмечается также тен¬денция на увеличение производства олефиновых углеводородов, чт о, в свою очередь, ведет к росту рентабельности установок.
Установки каталитического крекинга отличаются большим разнообразием, зави-сящим от конструкции основного аппарата, типа сырья, катализатора.
Процесс каталитического крекинга в псевдоожиженном слое микросферического катализатора зарекомендовал себя как наиболее эффективный из существующих про-цессов переработки газойля и остатков с получением ценных продуктов.
Основными факторами, влияющими на процесс каталитического крекинга, явля-ются свойства катализатора, качество сырья, температура процесса, продолжительность контакта сырья и катализатора, кратность циркуляции катализатора. Поэтому, изменяя режим крекинга и активность катализатора, можно добиться различной глубины разло-жения сырья. При этом следует иметь ввиду, что на материальный баланс крекинга будет оказывать влияние и аппаратурное оформление процесса. Для проведения процесса в оптимальных условиях также необходимо четко знать влияние технологического режима разделения на выход и качество продуктов крекинга. Выражение влияние основных параметров режима на материальный баланс крекинга позволило бы автоматизировать работу установки путем создания системы оптимального управления.
В данном курсовом проекте приведен расчет реактора и регенератора каталитиче-ского крекинга (материальный и тепловой балансы) и расчет конструктивных размеров основного аппарата. Производительность данной установки 1,3 млн.т. в год. Сырьё - вакуумный газойль.

Если принять МП = МГ, то при нормальных условиях имеем: кг/м3.В рабочих условиях для верхней части десорбера:, при этом ТВ = ТР = 758 К, а давление в верхней части десорбера равно: Па.Тогда кг/м3, кг/ч кмоль/ч.Найдем VД: м3/ч.Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной ωД = 0,74 м/с. Тогда:м2Диаметр десорбера:мПринимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет 45º, и, зная диаметр реактора (5,7 м), геометрически находим высоту конического перехода, hК = 1,6 м. Получим: мВысота сепарационной зоны h3: мТогда мВысота цилиндрической части корпуса: мВ промышленных реакторах отношение цилиндрической части корпуса к диаметру HЦ/D= 1,4 4,1. Для нашего случая 2.5.2. Давление у основания зоны отпарки (десорбера). Температура катализатора на выходе из десорбераПри известной высоте реактора можно подсчитать давление у основания десорбера по следующему выражению:,где π – давление над псевдоожиженным слоем, Па; h, h1, h2 – соответственно высоты над псевдоожиженным слоем, конической части и зоны отпарки, м. Па.Чтобы определить температуру катализатора на входе в регенератор, необходимо знать температуру закоксованного катализатора на выходе из десорбера.Поступающий в десорбер перегретый водяной пар (Т = 783 К и π = 0,46∙106 Па), охлаждается до Т = 758 К, а температура катализатора повышается на величину:-1847854832985 ,где i783 – энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при Т = 783 К и π = 0,46∙106 Па; i758 – энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны от парки при Т = 758 К и π = 0,27∙106 Па; GK – количество катализатора, кг/ч; cK – теплоемкость катализатора, кДж/(кг∙К). К.Температура выходящего из зоны отпарки отработанного катализатора: К.2.5.3. Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока в реактореПримем конструкцию распределителя в виде семи горизонтальных решеток.Площадь, занимаемая решетками, должна составлять 60 – 70 % от поперечного сечения реактора. Если принять площадь, занимаемую решетками, равной 60 %, площадь занимаемая решетками будет равна: м2Площадь одной решетки: м2Диаметр решетки: м.Примем суммарное живое сечение распределителя равным 1 % от сечения реактора. Площадь живого сечения распределителя: м2Живое сечение одной решетки: м2Примем толщину в решетке d0 = 0,02 м. Тогда число отверстий в решетке будет равно:Суммарное живое сечение распределителя позволяет определить диаметр ствола, подводящего парокатализаторную смесь: м.Диаметр каждого из семи отверстий от центрального подводящего ствола: м.Имея в виду, что рециркулят подается в псевдоожиженный слой катализатора минуя решетки, объем паров на подходе рассчитаем по формуле:,где - количество у/в и водяных паров, проходящих через решетку, кмоль/ч; mp = 7 – число решеток; πр – давление в реакторе у решеток, Па. кмоль/чЗона отпарки: 1 – подводящий ствол,2 – паровой маточникГрафик для определения поправочных коэффициентов Поправочные коэффициенты к расчету сопротивления сухих решеток1 – k1 = , 2 – k2 = Давление в реакторе у решеток:ПаТогда м3/сСкорость паров в отверстиях решетки:м/сГидравлическое сопротивление решеток:,где k1, k2 – поправочные коэффициенты, находимые по графикам (рис. 3);φ – доля живого сечения решетки;ρП – плотность паров, кг/м3.По графикам находим k1 = 1,6; k2 = 1,0.Доля живого сечения решетки равна:.Плотность паров равна:,где МП – средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паров.,где МС и МВ.П – средняя молекулярная масса углеводородных и молекулярная масса водяного паров;yС и yВ.П – мольные доли сырья и водяного пара, подаваемого для регулирования плотности смеси сырья и катализатора.Таблица 8Средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паровПотокиКоличество, кг/чМолекулярная масса, кг/кмольКоличество, кмоль/чМольная доляСырье161691,5354456,80,56Водяной пар6467,718359,30,44Сумма168159,2-816,11,00Получаем: кг/кмольТаким образом кг/м3Гидравлическое сопротивление равно:Па2.6. Расчет регенератора2.6.1. Расчет материального баланса регенератораХарактеристика полноты сгорания углерода. Количество газов регенерации. Примерный элементарный состав кокса: углерод – 94,4 масс. %; водород – 4,0 масс. %; сера – 1,6 масс. %.Зная суммарной количество углерода в коксе и задавшись объемным соотношением (при нормальных условиях) СО2/СО = 1,85, рассчитаем количество углерода в 1 кг кокса, которое пошло на образование СО2 и СО, и определим количество продуктов окисления. Так как в 1 кг кокса содержится 0,94 кг углерода, то:где и - количество углерода, пошедшего на образование СО2 и СО.Определим количество СО2, имея в виду, что для сжигания 1 кмоля С, необходим 1 кмоль О2 (расчеты ведутся в кг на 1 кг кокса): кг/кг.Аналогично найдем количество СО: кг/кг.Объемные количества СО2 и СО при нормальных условиях будут равны:м3/кг, м3/кг.Из принятого выше отношения объемов СО2/СО следует:.Решая совместно уравнения получим = 0,613 кг/кг; = 0,331 кг/кг.Тогда м3/кг, м3/кгиликг/кг, кг/кгКоличество водяных паров, образующихся при сгорании водорода кокса: кг/кг м3/кг.Количество SO2, образующегося при сгорании кокса: кг/кг, м3/кг.Суммарное количество продуктов сгорания кокса: кг/кг, м3/кг.В газах регенерации находится не только продукты сгорания, но азот и избыточный кислород. Принимаем количество избыточного кислорода в газах регенерации 1,3 об. %.Объем газов регенерации (в м3 на 1 кг кокса):,где - объем азота, содержащегося в воздухе, израсходованном на окисление элементов кокса; - объем избыточного кислорода; - объем азота в избыточном воздухе.Количество кислорода, пошедшего на сгорание кокса (в расчете на 1 кг кокса): кг/кг, м3/кгСоответствующее количество азота воздуха: кг/кг, м3/кгКоличество азота в избыточном воздухе: м3/кгКоличество избыточного кислорода определится из уравнения:Из этого уравнения получим: = 0,121 м3/кг. Следовательно кг/кг.Тогда м3/кгили кг/кгКоличество газов регенерации: м3/кгили кг/кг.Полученные данные сведены в таблицу 9: Таблица 9КомпонентыКоличество газов полученных при сгорании 1 кг коксаСостав газов регенерации, масс. %м3/кгкг/кгвлажногосухогоСО21,1462,25018,36619,873СО0,6190,7756,3266,854SO20,0110,0320,2610,283N26,9288,66170,69076,497O20,1210,1731,4121,528Всего сухих газов8,37011,322-100Н2О0,4480,3602,94Всего влажных газов9,27312,251~ 100-Определим теоретический расход воздуха на выжиг 1 кг кокса:кг/кгили м3/кгПодсчитаем расход воздуха на регенерацию катализатора (на 1 кг кокса): а) Суммарное количество кислорода в воздухе, израсходованном на регенерацию кг/кгили м3/кг.б) Суммарное количество азота кг/кгили м3/кг.Определим действительный расход воздуха: кг/кг, м3/кг.Коэффициент воздуха при регенерации катализатора:Количество кокса на регенерированном катализаторе:кг/чКоличество выжигаемого кокса: (Δg = 7502,7 кг/ч – количество кокса, поступающего в регенератор):кг/чКоличество воздуха необходимое для выжига кокса: кг/чКоличество влажных газов регенерации: кг/чРасход водяного пара на отпарку газов регенерации с катализатора.Если принять расход пара 5 кг на 1 т катализатора, то количество пара для отпарки газов со всего катализатора составит: кг/чМатериальный баланс регенератора сведен в таблицу.Таблица 10Материальный баланс регенератораПотокиОбозначенияКоличество, кг/чПриход:КатализаторGK1164179,1КоксΔg7502,7ВоздухGВ58216,5Водяной пар, адсорбированный на катализатореGП6467,7Водяной пар на отпарку газов регенерации с катализатораGO5820,9Сумма-1242186,9Расход:КатализаторGK1164179,1Остаточный коксΔg02328,4Влажные газы регенерацииGВ.Г63390,9Водяной пар, адсорбированный на катализатореGП6467,7Водяной пар на отпарку газов регенерации с катализатораGO5820,9Сумма1242186,92.7. Расчет теплового баланса регенератора.Для составления тепловых балансов регенератора и его основных зон необходимо знать энтальпию каждого технологического потока при соответствующей температуре и количество тепла, выделяющегося при сгорании кокса.Зная состав влажного газа, определяем его энтальпию по правилу аддитивности.В таблице приведены значения энтальпий для компонентов влажного газа при температуре 853 К, а так же произведения энтальпий компонента на его массовую долю во влажном газе: Таблица 11Значения энтальпий для компонентов влажного газаКомпонентыСостав уi, масс. %Энтальпия, кДж/кгqiГqiГ ∙уiСО218,36619,2113,68СО6,33644,540,79SO20,26361,30,94N270,69635,0448,8O21,412587,28,29Н2О2,941191,335,02Итого:100,00-647,5Энтальпия воздуха при 353 К q= 80,69 кДж/кг.Энтальпия катализатора q758кат. =548,05 кДж/кг, q853кат. = 660,4 кДж/кг; Энтальпия кокса q758кокс = 1217,35 кДж/кг, q853кокс = 1458,8 кДж/кг.Количество тепла, выделившегося в результате сгорания кокса: где - низшая теплота сгорания кокса, кДж/кг; , ,, - тепловые реакции окисления соответственно углерода, водорода и серы, кДж/кг.Тепловой баланс регенератора приведен в таблице 12.Таблица 12Тепловой баланс регенератораПотокиКоличество, кг/чТемпе-ратура, КЭнтальпия, кДж/кгКоличество тепла, кВтПриход:Катализатор1164179,1758578,5187077,1Кокс7502,77581234,42572,6Воздух58216,535380,71305,0Водяной пар, адсорбированный на катализатор6467,77583590,76451,0Водяной пар на отпарку газов регенерации с катализатор5820,978335125678,6Теплота сгорания кокса5174,3-29297,8342110,3Сумма---245194,6Расход:Катализатор1164179,1853665,4215179,1Кокс7502,78531490,33105,9Влажный газ58216,5853651,810540,4Водяной пар, адсорбированный на катализатор6467,78533701,16649,3Водяной пар на отпарку газов регенерации с катализатор5820,98533701,15984,4Потери тепла---2451,9Итого:---243911,1Избыточное тепло---1283,5Сумма:245194,6Потери тепла в окружающую среду принимается 1,0 % от балансового количества.2.7.1. Материальный баланс основных зон регенератора. Материальный баланс основных зон регенератора составляется с целью определения их размеров.Определим коксовую нагрузку зоны прямоточной продувки катализатора воздухом.Количество выжигаемого в этой зоне кокса, вычисляем на основе теплового баланса:Таблица 13Тепловой балансОбозначение потоковКоличество, кг/чТемпература, КЭнтальпия, кДж/кгКоличество тепла, кВтПриход:QK11164179,1758578,5187077,1QΔg7502,77581234,42572,6QВ11,251∙х35380,70,252∙хQП16467,77583590,76451,0QРх 29297,838,14∙хИтого Q1---196100,7+8,392∙хРасход:QK21164179,1853665,4215179,1QО.К7616,2 - х8531490,33152,9 – 0,4хQВ.Г12,251∙х853651,82,218хQП26467,78533701,16649,3QПх--2000Итого Q2    226981,3+1,818хУравнение теплового баланса первой зоны регенератора:QK1 + QΔg + QВ + QП1 + QР = QK2 + QО.К + QВ.Г + QП2 + QП,где вносится тепло (кВт): QK1 –циркулирующим катализатором; QΔg – коксом; QВ – воздухом; QП1 – водяным паром, адсорбированным на катализаторе; QР – тепло, выделившееся при сгорании кокса; выносится тепло (кВт): QK2 – катализатором; QО.К – остаточным коксом; QВ.Г – влажным газом; QП2 – водяным паром, адсорбированном на катализаторе; QП – потери тепла в окружающую среду.Из таблицы получим 196100,7+8,392∙х = 226981,3+1,818х,х – количество кокса, выжигаемого в первой зоне.Решая это уравнение относительно х, получим х = 4756,7 кг/ч.Количество кокса, подлежащего выжигу во второй зоне: 5174,3 – 4756,7 = 417,6 кг/чКоличество воздуха, необходимое для выжига кокса в первой зоне: кг/чРазность между общим потребным количеством воздухом и количеством воздуха, расходуемым в первой зоне, равна количеству воздуха, расходуемому во второй зоне: 58216,5 – 53517,6 = 4698,9 кг/чНайдем количество влажных газов регенерации по зонам.В первой зоне: кг/чВо второй зоне: кг/чОпределив по зонам количество выжигаемого кокса, воздуха и образующихся влажных газов, можно составить материальный баланс основных зон регенератора. При этом допускается, что водяной пар, циркулирующий с катализатором, не перераспределяется между потоками катализатора и газами регенерации.Таблица 14Материальный баланс основных зон регенератораПотоки Зона прямоточной продувкиЗона противоточной продувкиЗона отпарки (десорбции)приход, кг/чрасход, кг/чприход,кг/чрасход, кг/чприход, кг/чрасход, кг/чКатализатор1164179,11164179,11164179,11164179,11164179,11164179,1Кокс7502,72746,02746,02328,42328,42328,4Воздух53517,6-4698,9---Водяной пар, адсорбированный на катализаторе6467,76467,76467,76467,76467,76467,7Влажные газы регенерации-58274,3-5116,5--- отпарку катализатора----5820,95820,9Сумма:1231667,11231667,11178091,71178091,71178796,11178796,12.8. Расчет конструктивных размеров регенератора2.8.1. Диаметр регенератора и его основных зон. Площадь поперечного сечения регенератора и его основных зон, определяется по формуле: , где υ – часовой объем газов и паров, проходящих через данное сечение регенератора (над псевдоожиженным слоем), м3/ч; ω – допускаемая скорость газов в свободном сечении, м/с.Объем газов и паров определяется по формуле:, где - количество газовой смеси, кмоль/ч; Тр = 853 К – температура в регенераторе; π = 0,23∙106 Па – абсолютное давление над псевдоожиженным слоем катализатора.Найдем среднюю молекулярную массу влажного газа: Тогда для регенератора: кмоль/чДля первой зоны: кмоль/чДля второй зоны: кмоль/чДля зоны отпарки (десорбера): кмоль/чРассчитаем часовой объем газов и площадь поперечного сечения для каждой зоны.Для регенератора: м3/ч;м2Для первой зоны: 4349115115570 м3/ч; м2Для второй зоны: м3/ч;Схема к определению размеров регенератора м2Для зоны отпарки: м3/ч; м2В первую очередь определим диаметр зоны отпарки (десорбции):мВо второй зоне расположен охлаждающий змеевик (по периферии зоны) с трубками диаметром dн = 0,06 м. подсчитанные поперечные сечения остаются прежними. Тогда диаметр второй зоны определим по формуле: м.Диаметр регенератора равен диаметру первой зоны и определяется с учетом толщины цилиндрической перегородки δ = 0,02 м по формуле: м.2.8.2. Высота регенератора и его зонВысота первой зоны равна высоте псевдоожиженного слоя катализатора:,где V1 – объем псевдоожиженного слоя, м3; SI.З – площадь поперечного сечения первой зоны, м2.Объем псевдоожиженного слоя рассчитаем по формуле:,где G1 – количество катализатора в первой зоне, кг; ρп.с – плотность псевдоожиженного слоя, кг/м3.Величина G1 равна: ,где х – количество кокса, сжигаемого в данной зоне, кг/ч; kP – удельная скорость регенерации 1 т катализатора, кг/(т∙ч). Удельная скорость регенерации катализатора, по промышленным данным, равна 50 – 115 кг/(т∙ч). Меньшее значение этой скорости относится к зонам прямоточной продувки катализатора воздухом, большие – к противоточной продувки.Примем удельную скорость регенератора равной 56 кг/(т∙ч). Тогда: т. м3. м.Высота второй зоны равна высоте цилиндрической перегородки и определяется аналогично высоте первой зоны:т. м3. м.Высота псевдоожиженного слоя катализатора над второй зоной: м.Объем этого слоя: м3Количество псевдоожиженного катализатора в этом слое:кгВысота h4 под распределительной решеткой принимается равной 5 м.Высота зоны сепарации h5 c учетом расположения в ней циклонов принимается равной 8 м. Высота регенератора: м2.8.3. Объем зоны отпарки катализатора (десорбера)Примем число секции NC в противоточной зоне регенератора равным 18. В каждой секции имеется два отверстия диаметром do = 0,3 м для перетекания катализатора из этой зоны в зону отпарки. Скорость перетекания псевдоожиженного катализатора из зоны противоточной продувки в зону отпарки определяется:м/сПримем высоту взвешенного слоя катализатора в зоне отпарки равной сумме h1+h4 Объем зоны отпарки будет равен: м3Количество псевдоожиженного катализатора: кг2.8.4. Время пребывания катализатора в регенератореСреднее время пребывания катализатора в регенераторе будет равно:,где τ1, τ2, τ3, τ4 – время пребывания катализатора соответственно в первой зоне, над второй зоной в распределительном слое, во второй зоне и зоне отпарки, мин.мин минминминТогда: мин.2.8.5. Давление под распределительной решеткой у основания зоны отпарки. Температура катализатора на входе в зону отпаркиДавление под воздухораспределительной решеткой:ПаДавление у основания зоны отпарки:ПаТемпература катализатора на входе в зону отпарки Твх должна быть выше температуры Тр выхода из регенератора:,где ΔТ - снижение температуры катализатора в зоне отпарки, К. При этом водяной пар перегревается от Т = 783 К до Т = 853 К. Снижение температуры катализатора подсчитываем по формуле:,где G0 – количество водяного пара, расходуемого на отпарку катализатора, кг/ч; i783, i853 – энтальпии перегретого водяного пара при температурах 783 К и π = 0,44∙106 Па и при 853 К и π = 0,26∙106, кДж/кг; GK - количество катализатора, кг/ч; Δg0 – количество остаточного кокса на катализаторе, кг/ч; ск и со – теплоемкости катализатора и кокса, кДж/(кг∙К).Тогда:Ки К2.8.6. Воздухораспределительная решеткаПлощадь отверстий воздухораспределительных решеток обычно составляет 0,3 – 1,5 % от площади самих решеток. Примем, что площадь отверстий решеток равна 0,5 % от площади решетки: ,где SВ – площадь воздухораспределительной решетки регенератора, м2.,где SП – площадь, занимаемая двумя стволами, подводящими катализатор, м2.Получим: м2. м2.Тогда: м2.Примем диаметр отверстий в решетке Dо = 0,025 м.Число отверстий в решетке, приходящееся соответственно на первую и вторую зоны: ,Скорость воздуха в отверстиях решетки равна:,где υсек – секундный объем воздуха, м3/с. м3/с.м/сПредельная скорость газа в отверстиях решетки, при которой частицы катализатора перестают проваливаться через отверстия: ,где φ – относительная площадь отверстий решетки, равная отношению площади отверстий к площади сечения регенератора; dm = 0,00015 – максимальный размер частиц катализатора, м; ρК – плотность материала катализатора, кг/м3 (принимается равной 2400); ρВ – плотность воздуха при 353 К и πр = 0,26∙106 Па.Величина φ равна: .Тогда: кг/м3м/сЧастицы катализатора не будут проваливаться в отверстия решетки, т. к. ωо.р>> ωпр (37,98 >> 0,59).2.8.7. Количество получаемого водяного параДля отвода избыточного тепла во второй зоне устанавливают змеевик, в который подается вода с температурой Т2/ = 373 К. Из змеевика выходит насыщенный пар с параметрами π = 3,29∙106 Па и Т2// = 522 К.Количество образующегося водяного пара:,где Qo – количество тепла, отводимого из второй зоны, кВт; i522, i373 - энтальпии соответственно водяного пара и воды при 522 К и 373 К, кДж/кг.Количество тепла, отводимое из второй зоны, определим из теплового баланса регенератора: 245194,6 – 243911,1 = 1283,5 кВтТогда кг/ч3. Автоматизация и АСУ ТПАСУ ТП (автоматизированная система управления технологическими процессами) – это система, обеспечивающая эффективное функционирование технологического объекта на основе быстрой и точной информации о состоянии объекта и выработки соответствующих команд управления им с помощью средств автоматизации и вычислительной техники. При этом под технологическим объектом управления (ТОУ) понимается технологическое оборудование и реализуемый в нем технологический процесс производства или транспортирования продукции.АСУ ТП предназначена для целенаправленного управления технологическими процессом и обеспечения информацией смежных и вышестоящих автоматизированных систем управления. Например, технологи-операторы получают оперативную информацию в едином темпе (реальном времени) с технологическим процессом, что позволяет им своевременно вмешаться в ход процесса, корректировать режимы и нагрузки машин и установок.Целью АСУ ТП является обеспечение оптимального в определенном смысле функционирования технологического процесса, например, получение максимального экономиического эффекта с учетом плановых, экономических и технических ограничений. В частном случае это может быть максимальная производительность технологического процесса при заданном качестве продукта и исходного сырья, минимальная себестоимость продукции, минимальный расход дорогого сырья и т.п.