UNIVERSITATEA PETROL -GAZE din PLOIESTI

FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI SI PETROCHIMIE

SPECIALIZAREA: PRELUCRAREA PETROLULUI , PETROCHIMIE SI CARBOCHIMIE

CATEDRA: INGINERIE CHIMICA SI PETROCHIMICA

PROIECT DE SEMESTRU

DISCIPLINA: PROCESE TERMOCATALITICE

PROIECT LA DISCIPLINA "PROCESE TERMOCATALITICE"

TEMA PROIECTULUI

Proiectarea tehnologica a blocului reactor-generator al unei instalatiide cracare tip riser.

DATE DE PROIECTARE

1. Debitul de materie prima(mil. tobe/an) : 1, 6
2. Materia prima : DISTILAT DE VID

Curba de distilare : t_5%=324 C ; t_50%=424 C ; t_95%=545 C

Densitatea : d₁₅=0, 920 g/cm³

Continut de S(%gr) : 0, 58

3. Parametrii de functionare ai instalatiei:

Temperatura in reactor( C) : 525

Temperatura in regenerator( C) : 710

Presiunea in reactor(atm) : 1, 3

Presiunea in regenerator : 1, 6

Densitatea vol. catalizator riser(Kg/m³) : 100

Densitatea vol. regenerator(Kg/m³) : 440

Conversia(%vol) : 74

Cocs remanent(%gr) : 0, 09

Presiunea aburului saturat utilizat(atm) : 3, 6

4. Compozitia gazelor arse(%vol) : CO₂ =12 ; CO=5, 2 ; O₂=1, 6
5. Compozitia cocsului(%gr) : hidrocen carbon
6. Catalizator : ZEOLITIC

Densitatea reala (Kg/m³) : 2200

Densitatea volumetrica(Kg/m³) : 870

Timp de functionare h/an = 8000

SE CERE

Stabilirea randamentelor de produse.

Bilantul material si termic pe reactor si regenerator.

Dimensionarea principalelor aparate din blocul de reactie.

Schema instalatiei cu aparatura si control.

Progrese realizate in tehnologia procesului.

Data eliberarii:

Termen de predare:

CONDUCATOR: Prof. Dr. Eng PAUL ROSCA

I N T R O D U C E R E

Industria de prelucrare a petrolului din intreaga lume si , in mod normal, cea din Romania este supusa unei faze de restructurare. Rafinariile vor continua sa fie sub presiunea pietei si numai cele mai eficiente si mai profitabile operari le vor face sa supravietuiasca. Supravietuitori sunt aceia care vor avea capacitatea de a prelucra ieftin titeiul si de a raspunde cererii de produse de calitate si conforme cu restrictiile de mediu.

Cracarea catalitica in strat fluidizat(FCC) este procesul de baza din prelucrarea petrolului, reprezentand 52, 9% din capacitatile mondiale de conversie a acestuia. Cracarea catalitica in strat fluidizat(FCC) reprezinta unul dintre cele mai ieftine procese de conversie a fractiunilor petroliere. Flexibilitatea procesului poate ajuta rafinaria in schimbarea sortimentului de produse, avnd in vedere declinul actual in calitatea materiei prime.

Datorita costurilor ridicate pentru construirea unei noi instalatii FCC , precum si importantei instalatiilor FCC in rentabilitatea unei rafinarii, trebuie facute imbunatatiri la instalatiile existente in vederea cresterii indicilor de performanta. Acesti indici de performanta sunt: selectivitatea in produse valoroase(mai multe produse lichide si mai putine gaze si cocs), flexibilitatea de operare, cresterea capacitatii de prelucrare a instalatiei in functie de materia prima, catalizator si produse, imbunatatirea sigurantei in functionarea instalatiei, reducerea costurilor de operare, incadrarea in noile specificatii de calitate ale produselor, reducerea emisiilor poluante, etc.

De la introducerea cracarii catalitice ca proces industrial in 1942, ingineria procesului si formularea catalizatorului au evoluat continuu in vederea adaptarii productiei la diferitele cerinte comerciale si cerinte de mediu. Acest progres s-a manifestat, in primul rand, in domeniul catalizatorilor care au evoluat de le alumosilicati amorfi naturali, la zeoliti REY si, in final, la REUSY si catalizatori multizeoliti polifunctionali, utilizati astazi. In acest sens, zeolitul cu pori medii ZSM-5 utilizat ca aditiv in catalizatorul REUSY, asigura cresterea cifrei octanice si cresterea randamentului de C , asociata insa si cu scaderea usoara a randamentului de benzina.

Obtinerea de benzina de cracare catalitica cu cifra octanica ridicata, care sa respecte restrictiile de mediu, cresterea productiei de olefine valoroase C₃-C₅ si izobutan, necesare in producera de benzina alchilata si de compusi oxigenati, reprezinta deziderate carer pot fi obtinute prin reformularea catalizatorilor.

2. ASPECTE TEORETICE PRIVIND PROCESUL

DE CRACARE CATALITICA

MATERII PRIME UTILIZATE SI PRODUSELE DE REACTIE

Se poate supune cracarii catalitice o gama larga de fractiuni petroliere incepand cu o motorina usoara, si incheind cu motorinele grele de vid. Comportarea lor depinde de limitele de fierbere, de compozitia pe clase de hidrocarburi precum si de prezenta sau absenta compusilor organo-metalici si compusilor asfaltici.

La mentinerea unei conversii constante, randamentul de benzina si de cocs cresc odata cu crestera temperaturii medii de fierbere iar randamentul in gaze scade.

Procedeele tehnice folosite pentru pregatirea alimentarii instalatiei de cracare catalitica urmaresc eliminarea cat mai completa a asfaltenelor si reducerea substantiala a continutului de metale, rasini si hidrocarburi aromate polinucleare, precum si a continutului de compusi cu sulf si azot.

Pregatirea materiei prime se realizeaza prin procesele:

distilarea in vid a pacurii primare, pentru obtinerea unui distilat cu limitele 350-550 C

cocsarea reziduului de vid in scopul utilizarii unor distilate cracate(motorine usoare si grele)

reducerea de vascozitate a reziduului obtinut la distilare in vid

dezasfaltarea cu propan a reziduului de vid in vedrea cracarii uleiului obtinut

hidrofinarea combinata cu unul din procesele de mai sus

In instalatiile de cracare catalitica, pentru fiecare tona de materie prima initial rece, sunt necesare (350÷440)·10³ Kcal pentru incalzirea, evaporarea si realizarea reactiei(endoterma).

Produsele ce se obtin la cracarea catalitica se caracterizeaza prin:

cifra octanica ridicata a benzinei si uniforma pe tot intervalul de distilare ca rezultat al hidrocarburilor izoparafinice din fractiunile usoare si a celor aromatice din fractiunile grele;

proportie mare de olefine C₃-C₄;

concentratia mare a izobutanului in fractia C₄.

Instalatiile de cracare catalitica sunt folosite mai ales pentru fabricarea benzinei auto si a benzinei de aviatie.

Benzinele auto obtinute, au dupa "metoda motor" o cifra octanica COM=78÷81 iar dupa"metoda cercetare" cu 10-12 unitati mai mult.

In comparatie cu benzina de cracare termica ele contin o cantitate mai mare de hidrocarburi izoparafinice si aromatice si mai putine olefine; sunt mai stabile in privinta formarii de gume.

Benzina de aviatie , obtinuta prin cracare catalitica are, in functie de proprietatile materiei prime prelucrate, o cifra octanica COM=80-85.

Motorinele de cracare catalitica avand un caracter pronuntat aromatic sunt componente cu indicii DIESEL mici, deci de slaba calitate. Motorina usoara se poate utiliza drept component de amestec, pentru prepararea combustibililor DIESEL. Motorina grea se recircula adesea in proces sau poate fi utilizata ca diluant pentru combustibiili de focare.

Fractiunea butani-butene: Fractiunea C₄ este bogata in izobutan : 40-55% si in butene 35-45%, continutul de n-butan fiind nu prea mare 10-15%.

De regula o parte din cantitatea de fractiune C₄ se adauga in benzina cracata catalitic pentru corectarea tensiunii de vapori la valoarea standardizata.

Fractiunea C₃ si componentii mai usori: greutatea moleculara a acestora este de 24-28.

Gazele de cracare contin o cantitate mare de fractiune C₃-C₃^' formata in special din C₃^':60÷68%.

CATALIZATORI DE CRACARE

catalizatorii utilizati la caracarea catalitica trebuie sa raspunda urmatoarelor cerinte:

Sa aiba o activitate si o selectivitate destul de ridicata. Cu cat activitatea e mai ridicata cu atit volumul necesar zonei de reactie este mai mi, iar pentru urmarirea obtinerii acelorasi rezultate, cu cat selectivitatea este mai mare cu atat mai putina materie prima se transforma in produse secundare, deci in gaze si cocs;

catalizatorul trebuie sa fie stabil, adica o perioada indelungata de functionare sa-si mentina caracteristicile principale de exploatare si anume: o activitate si o selectivitate mare, o rezistenta suficienta si o regenerare usoara;

catalizatorul trbuie sa contribuie la obtinerea:

de randamente mari de benzina chimic stabila si cu cifra octanica ridicata, iar pe langa aceasta in cazul prelucrarii de materii prime cu continut mare de sulf, o benzina cu continut redus in compusi cu sulf;

unei fractiuni de butani-butene cu o concentratie mare de izobutan si butene;

unei motorine usoare corespunzatoare pentru a fi folosita ca un bun component de amestec.

Catalizatorul nu trbuie sa fie otrvit repede si puternic de catre compusii cu sulf si azot cat si de produsele de coroziune si impuritatile din materia prima cum ar fi de exemplu: compusii care contin V, Ni, Fe.

Catalizatorul trebuie sa se uzeze putin prin frecare, sa fie rezistent din punct de vedere mecanic si sa nu se distruga la variatii bruste de temperatura, sa suporte presiunea straturilor superioare; de asemenea nu trebuie sa se sparga si sa se fisureze in timpul recircularii si pe cat posibil sa nu produca uzura prea mare aparatelor, dispozitivelor de transport si captuselii interioare a regeneratorului;

Regenerarea catalizatorului trebuie sa se faca in mod simplu si sa decurga destul de usor si complet fara aglomerarea catalizatorului si fara reducerea activitatii si selectivitatii acestuia;

Particulele de catalizator trebuie sa fie omogene in ceea ce priveste compozitia si structura, sa aiba forma si dimensiuni apropiate, sa aiba o suprafata interioara mare si accesibila pentru moleculele de materie prima;

Fabricarea catalizatorului trebuie sa se faca cat mai simplu si sa se bazeze pe o materie prima accesibila si netoxica, care nu cere masuri speciale de protectie in timpul manipularii ei si a produsului finit;

Caracteristicile tehnice ale unui catalizator proaspat cat si a unuia partial epuizat nu trebuie sa se modifice mult printr-o depozitare indelungata si prin transport, in special in timpul iernii la temperaturi scazute.

Drept catalizatori in trecut se utilizau argilele naturale, mai tarziu - catalizatorii sintetici amorfi de tip alumino-silice sau silice-magneziu, iar in ultimul timp zeoliti sintetici.

Progresele realizate in ultimele doua decenii in procesul de cracare catalitica se datoreaza in primul rand introducerii zeolitilor drept catalizatori de cracare. Eficienta procesului de cracare a crescut spectaculos gratie urmatoarelor caracteristici superioare ale catalizatorilor "cristalini" fata de alumino-silicatii amorfi: activitatea, selectvitatea pentru producerea de benzina in detrimentul cocsului si gazelor sarace; rezistenta la cocsare; stabilitate termica si hidrotermica buna; rezistenta la otravuri(metale, compusi cu azot).

Proprietatile catalitice deosebite ale zeolitilor sintetici tip site moleculare, sunt legate de caracteristicile lor specifice si anume:

poseda retea cristalina strict determinata;

porii si ferestrele retelelor zeolitilor sunt omogene si de dimensiuni moleculare ceea ce determina actiunea lor de sita moleculara;

au o stabilitate termica ridicata pastrandu-si structura pana la 700÷1000 C in functie de compozitia si natura cationului ce intra in compozitia lui;

permit intr-un domeniu destul de larg modificarea raporturilor dintre tetraedrii SiO₄ si AlO₄, ce se pot inlocui si cu alte unitati structurale;

sunt rezistenti la otravirea cu compusi cu sulf si azot care sunt otravuri pentru alumino-silicati;

urmele de metale grele sau apa din materia prima nu au actiune otravitoare pentru zeoliti si nu provoaca coroziunea aparaturii;

au o rezistenta mecanica foarte buna.

Caracteristicile principale ale catalizatorilor date de subansamblul: compozitie, structura si mod de fabricare sunt: selectivitatea, activitatea, stabilitatea termica, regenerabilitatea, rezistenta la otravuri.

Selectivitatea - exprimata ca raportand randamentul de benzina la conversie sau randamentul in gaze si benzina la conversie are valori mai ridicate in cazul zeolitilor fata de catalizatorii amorfi datorita prezentei in zeoliti a unor centrii acizi mai slabi si a unei concentratii mai mari a reactantilor in pori.

Activitatea - se reflecta in procentul de benzina sau benzina si gaze ce se obtine dntr-o materie prima. Datorita unui timp de contact redus(2-4 secunde) s-a facilitat realizarea reactiei de cracare catalitica in reactoare tip riser.

Stabilitatea termica a catalizatorului supus reactiilor propriu-zise si de regenerare se traduce prin comportamentul acestuia in conditii de temperaturi ridicate si in prezenta apei.

Regenerabilitatea este ilustrata de procentul de cocs ars(in cazul unui debit constant de aer) in functie de durata regenerarii. Din acest punct de vedere catalizatorii zeolitici sunt superiori celor amorfi, procentul de cocs remanent avand o valoare substantial mai mica(0, 3-0, 5%gr. la 0, 1) .

Rezistenta catalizatorilor la otravirea cu metale

In comparatie cu catalizatorii amorfi, zeolitii sunt net superior din punct de vedere al otravirii suprafetei active cu metale ca: Na, Ni, V, Cu sau alte metale grele.

Na prezent pe catalizator provine din 2 surse:

desalinarea incompleta a titeiului;

solutia de soda folosita in scopul evitarii coroziunii.

Ni este elementul ce se distribuie neuniform pe suprafata catalizatorului fara a bloca centrii activi, dar avand actiune hindrogenant-dehidrogenanta ii reduce selectivitatea, asadar conduce la cresterea procentului de cocs si procentului de gaze obtinute.

V este de 4 ori mai putin otravitor ca Ni dar spre deosebire de acesta el migreaza spre centrii activi ai catalizatorului si reactioneaza cu sita moleculara formand un amestec eutetic, la temperaturi ridicate euteticul se topeste conducand deci la distrugerea sitei si implicit la scaderea activitatii catalizatorului.

MECANISMUL DE REACTIE

Cracarea catalitica are loc prin intermediul mecanismului ionic, mai exact a ionului de carboniu. In acest caz dubletul de electroni, care leaga nucleele a doi atomi de carbon ramane pe unul din nuclee iar celalalt capata o sarcina pozitiva formandu-se astfel un ion pozitiv denumit ion de carboniu.

C:C ^heterolitic C:+C⁺

Acest mod de rupere al legaturii C-C necesita o energie considerabila si in consecinta nu se poate produce in absenta unui donor de protoni, respectiv a unui centru acid activ al catalizatorului.

Stabilitatea ionului de carboniu reflecta selectivitatea legaturii C-H in formarea carbocationilor, astfel ea scade in sensul cresterii energiei de rupere:

C_tertiar > C_secundar > C_primar > 'CH₃

_{creste selectivitatea}

Urmarind seria stabilitatii carbocationilor ne putem explica procentul mare al compusilor cu 3-4 atomi de carbon fata de C₁ si C₂ in gazele obtinute la cracarea catalitica.

Mecanismul de reactie detine anumite particularitati functie de natura hidrocarburilor, astfel:

hidrocarburile naftalice(alchil naftenele) cu un numar mare de atomi de carbon tertiari si secundari se descompun foarte usor in comparatie cu parafinele liniare;

· parafinele se descompun in parafine ramificate si olefine cu masa moleculara mai mica. Cu cresterea numarului de atomi de carbon din lant si a gradului de ramificare, viteza de reactie va creste.

· olefinele, formand usor ioni de carboniu, reactioneaza cu viteze mai mari comparativ cu parafinele dar au dezavantajul de a produce in cea mai mare masura cocs;

· aromatele nesubstituite dau reactii de condensare cu olefinele sau intre ele, cu formare de cocs;

alchil aromatele: in acest caz are loc ruperea lantului alchil la legatura vecina nucleului aromatic cu formare de olefina intrucat ciclul benzenic prezinta o mare stabilitate termica.

TERMODINAMICA SI CINETICA PROCESULUI

Datorita evolutiei complexitatii procesului de cracare catalitica s-a impus necesitatea elaborarii unor modele cinetice bazate pe scheme simple. Pe langa relatiile cinetice de ordinul 1 si de ordinul 2 prezente in cadrul cracarii catalitice a unor hidrocarburi pure si in prezenta compusilor de reactie, relatiile cuplate uneori cu factorii ce tin cont de dezactivarea catalizatorului in timp, intrebuintarea ca materii prime a unor fractiuni petroliere continand sute de indivizi din clase diferite, a condus la necesitatea elaborarii de modele cinetice pe grupe de compusi. Astfel, pentru a ilustra cinetica cracarii catalitice a unor fractiuni petroliere cu anumite limite de distilare si o anumita compozitie chimica a materiei prime s-a apelat la modele care au la baza scheme cinetice utilizand 3 grupuri: materie prima, benzina, gaze+cocs.

Unul din aceste modele a fost dezvoltat pornind de la urmatoarea schema cinetica

Y₁ ^k1 a₁Y₂+a₂Y₃

Y₂ ^k2 Y₃

in care: Y₁ reprezinta motorina de vid

Y₂ reprezinta benzina

Y₃ reprezinta gazele+cocsul

a₁, a₂ sunt coeficientii stoechiometrici determinati ca raportul intre masele moleculare ale benzinei, respectiv gazelor si motorinei.

FACTORII PROCESULUI DE CRACARE CATALITICA

CARE INFLUENTEAZA REACTIA

TEMPERATURA

Ca in orice proces ireversibil, cresterea temperaturii conduce la cresterea vitezei de reactie, influenta ei asupra constantelor de viteza fiind ilustrata prin relatia lui Arhennius:

k=C·e^-E/RT

in care:

E- reprezinta energia aparenta de activare si anume rezultanta energiilor de activare ale fenomenelor succesive care au loc pe suprafata catalizatorului;

k- este constanta aparenta a vitezei de reactie;

C- este constanta de calcul;

R- este constanta universala a gazelor;

T- este temperatura de lucru .

Concluzii privind influenta temperaturii asupra cracarii catalitice:

la ora actuala temperaturile de lucru in instalatiile industriale se plaseaza in intervalul: 510-540 C;

cresterea temperaturii are ca efect cresterea continutului de hidrocarburi nesaturate din benzina si gaze, si cresterea randamentului de gaze C₁, C₂ in detrimentul C₃, C₄ datorita cresterii ponderii reactiilor secundare in urma scaderii vitezei de transfer de hidrogen in raport cu reactia de descompunere;

cu cresterea temperaturii, scade maximul de benzina si mai pregnant in cazul materiei prime recirculate, depinzand si de timpul de reactie;

cresterea temperaturii in reactor determina cresterea conversiei;

reactiile de dehidrogenare a alchilciclohexanilor cu formare de hidrocarburi aromatice, au ca efect cresterea C. O. a benzinei si scaderea indicelui DIESEL la motorine. Metalele depuse pe catalizator si cele provenite din materia prima conduc la reactii de dehidrogenare si hidrogenare;

cu cresterea temperaturii la conversie constanta, procentul de cocs depus pe catalizator scade deoarece energia de activare la formarea cocsului e mai mica decat energia de activare la descompunerea materiei prime.

TIMPUL DE REACTIE

Timpul de sedere al hidrocarburilor in zona de reactie este parametrul ce urmareste severitatea reactiei, factorul de severitate fiind definit astfel:

Factorul care determina valoarea lui τ sunt: debitul de alimentare, volumul reactorului, temperatura, presiunea, prezenta diluantilor.

ACTIVITATEA CATALIZATORULUI

Activitatea este determinata de tipul si numarul centrelor active de depuneri de cocs. Factorii care influenteaza activitatea catalizatorului:

structura catalizatorului;

concentratia catalizatorului in raport cu materia prima;

gradul de regenerare.

PRESIUNEA

In procesul de cracare catalitica presiunea variaza intre 0, 9-3 atm. Cresterea presiunii in reactor este favorabila deoarece mareste viteza de adsorbtie si micsoreaza volumul de reactanti, pentru ca reactia decurge in faza gazoasa, deci conversia va creste, insa totusi procesul se realizeaza la presiuni joase, aceasta conditie fiind dictata de factorii economici.

La presiuni mai joase randamentul in benzina creste si depunerile de cocs scad. Rezultatele experimentale au aratat ca odata cu cresterea presiunii creste procentul de cocs si scade cifra octanica a benznei.

MATERIA PRIMA

Principala fractiune care alimenteaza cracarea catalitica este fractia 350-550 C dar se poate alimenta si cu fractie 200-350 C. Constantele vitezei de reactie cresc cu cresterea temperaturii medii volumice de fierbere la aceeasi temperatura de reactie, viteza volumara si timp de contact, si scade cu cresterea continutului de carbon aromatic determinat prin analiza structurala din compozitia materiei prime.

Asadar din materiile prime cu un caracter aromatic pronuntat spre deosebire cele cu caracter parafinic sau naftenic, conduc la randamente mici de benzina asociate cu randamente mai mari de cocs. Olefinele si cicloolefinele se adsorb repede si se transforma rapid.

In cazul materiilor prime parafinice odata cu cresterea temperaturii medii volumetrice de fierbere, randamentul in benzina va creste, efect invers inregistrat fata de materiile prime aromatizate.

In aprecierea vitezei globale a reactiei de cracare catalitica se iau in considerare si vitezele de adsorbtie a constituentilor. Taria adsorbtiei scade in ordinea:

rasinile > alchenele si cicloalchenele > aromatele si alchil aromate > n-parafine

Materia prima contine insa alaturi de hidrocarburi si impuritati, cu efecte diferite ca:

a) compusii cu sulf: in cazul materiilor prime nehidrofinate cea mai mare parte din sulf se regaseste in gazele de cracare, sub forma de H₂S, iar in cazul materiilor prime hidrofinate sulful se distribuie in fractiunile distilate medii si grele, distributie explicata prin concentrarea in materiile prime hidrofinate a compusilor tiofenici ce se hidrofineaza greu.

Compusii cu sulf din produsele de cracare afecteaza in mod special calitatea benzinei, reducandu-i considerabil susceptibilitatea la etilare.

Oxizii de sulf(SO_x) obtinuti prin arderea in regenerator a cocsului de pe catalizator polueaza atmosfera, de aceea se impune ca o necesitate desulfurarea gazelor arse sau hidrofinarea materiei primei.

b) compusii cu azot: chinoline, piridine, amine, etc. au efect de neutralizare a activitatii catalizatorului reducand numarul centrelor active ale catalizatorului, conducand implicit la scaderea randamentelor in produse. Se impune astfel utilizarea frecventa a zeolitilor in procesul de cracare catalitica, mult mai rezistenti la otravuri in comparatie cu aluminosilicatii amorfi in special in cazul azotului.

c) compusii organo-metalici: se descompun rezultand metale, care depunandu-se pe suprafata catalizatorului ii blocheaza centrii activi, micsorandu-i activitatea.

Ca urmare a contaminarii catalizatorului cu aceste metale(Fe, V, Ni, Cu) in gazele de cracare va creste continutul de H₂ si C₁, C₂ in detrimentul fractiilor C₃, C₄ mult mai valoroase, compozitia produselor finale apropiindu-se de cea de la cracarea termica.

REALIZAREA INDUSTRIALA A PROCESULUIDE CRACARE CATALITICA

Primele instalatii de cracare catalitica au fost realizate cu reactoare in strat fix, urmate la scurt timp de instalatii cu reactoare in strat fix de catalizator.

Datorita dificultatilor legate de schimbarea permanenta a regimului de functionare a reactoarelor, de transportul si regenerarea catalizatorului, de transferul caldurii din regenerator in reactor si a randamentelor mici de benzina, instalatiile de cracare in strat fix sau mobil au fost inlocuite cu instalatii in care reactiile de cracare au loc in strat fluidizat de catalizator.

Necesitatile economice si tehnologice asociate cu imbunatatirea spectaculoasa a performantelor catalizatorilor au condus la diversificarea instalatiilor de cracare catalitica in strat fluidizat in mai multe tipuri dintre care cele mai importante sunt prezentate in continuare.

INSTALATII DE CRACARE CU ZONA DE REACTIE IN STRAT FLUIDIZAT DENS

La acest tip de instalatii starea de fluidizare, realizata cu ajutorul vaporilor de materie prima, permite obtinerea unui amestec omogen gaz-solid, care ii confera reactorului caracteristici apropiate de curgerea cu amestecare perfecta.

a) Instalatii cu reactor si regenerator apropiate

INSTALATIA MODEL II se caracterizeaza prin montarea regeneratorului mai sus decat reactorul. Catalizatorul regenerat se scurge printr-o conducta verticala, fiind apoi preluat de vaporii de materie prima si transportat in faza diluata in reactor.

Din reactor catalizatorul uzat, aflat in faza densa, deverseaza in striper unde cu ajutorul aburului care circula in contracurent sunt eliminate produsele de reactie antrenate intre particule. Dupa stripare catalizatorul este transferat in regenerator prin cadere libera urmata de transportul in faza diluata cu ajutorul aerului de regenerare.

Prin montarea regeneratorului mai sus decat regeneratorul se reduc cheltuielile de comprimare a aerului ca urmare a scaderii presiunii de regenerare, dar cresc cheltuielile de investitie.

b) Instalatii cu amplasare coaxiala a reactorului si regeneratorului

Caracterizate prin montarea reactorului si regeneratorului intr-o manta comuna, acest tip de instalatii przinta avantajul reducerii consumului de metal, scurtarii liniilor de transfer si al reducerii pierderilor de caldura.

INSTALATII DE CRACARE CATALITICA CU ZONA DE REACTIE IN CONDUCTA ASCENDENTA(RISER)

Aparitia catalizatorilor zeolitici, cu activitate si stabilitate hidrotermica mare, a permis realizarea industriala a reactiei de cracare direct in conducta de transport, la timpi scurti de sedere si temperatura mare.

Deplasarea totala a catalizatoruli si vaporilor de materie prima in conditii de curgere apropiata de curgerea ideala tip "piston" confera riser-ului caracteristici specifice reactorului tubular.

Avantajele realizarii reactiei de cracare catalitica in reactor tubular, la temperatura mare si timpi mici de contact se concretizeaza prin cresterea randamentului de benzina si scaderea celui de cocs fata de randamentele obtinute la aceeasi conversie intr-un reactor in faza densa.

La timpi scurti de contact randamentul de cocs scade ca urmare a reducerii la minim a reactiilor secundare ale olefinelor formate in proces.

STABILIREA RANDAMENTELOR DE PRODUSE

La cracarea fractiunilor distilate in reactor tip riser s-au elaborat o serie de corelatii grafice(fig. 1-fig. 13) bazate pe nivelul de conversie dorit si pe calitatea materiei prime.

Pasul 1

Calculul factorului de corelare(

α= 75-0, 065·TMVF-0, 9·S+0, 6·PA-0, 26·PA/D

TMVF= temperatura medie volumetrica de fierbere ( F)

S= cantinutul de sulf

D= densitatea (gr/cm³)

PA= punct de aniline

C

F= C·9/5+32

TMVF=431·9/5+32=808 F

PA se determina din caietul de grafice(grafic1-corelarea diverselor caracteristici ale produselor petroliere functie de temperatura medie de fierbere( F) si densitatea d₁₅ )

PA= f ( TMVF , d₁₅)=185 F

K=11, 7

M= 380kg/kmol

d = 0, 99520. d

S= 0, 58 %gr

D=0, 915gr/cm³

α=75-0, 065·827-0, 9·0, 84+0, 6·190-0, 26·(190/0, 915)=80, 90 F

Pasul 2

Conversia =74%vol

^Fig1 fractie C₃-400 F=85%vol

α= 80, 90

Pasul 3

f(α=80, 90) ^{Fig. 2} ratia C₅-400 F/C₃-400 F=0, 69 (estimarea randamentului de benzina in fractia C₃-400 F)

Pasul 4

fractia C₅-400 F benzina are valoarea:

fractia C₃-400 F(pas 2)·ratia(C₅-400 F/C₃-400 F)=85·0, 69=58, 65%vol

Pasul 5

fractia C₃+C₄=fractia C₃-400 F-fractia C₅-400 F

fractia C₃+C₄=85-58, 65=26, 35%vol

Pasul 6

f( =80, 90) ^{Fig. 3} ratia totala C₄/total C₃=1, 70

Pasul 7

total C₃=fractia (C₃+C₄)/(1+C₄/C₃)=26, 35/(1+1, 70)=9, 76%vol

Pasul 8

total C₄=fractia C₃+C₄-total C₃=26, 35-9, 76=16, 59%vol

Pasul 9

compozitia fractiei C₃=f( , total C₃) ^{Fig. 4} 0, 70 (ratia de propilena)

cantitatea C₃^'=ratia de propilena·total C₃=0, 70·9, 78=6, 83%vol

restul de C₃ este: 9, 76-6, 83=2, 93%vol

Pasul 10

compozitia fractiei C₄=f( , total C₄) ^{Fig. 5} 0, 50 (ratia de butena)

cantitatea C₄^'=ratia de butena·total C₄=0, 50·16, 59=8, 30%vol

nC₄=0, 125·total C₄=0, 125·16, 59=2, 07%vol

restul de iC₄=total C₄-cantitatea C₄^'-nC₄=16, 59-8, 30-2, 07=6, 22%vol

Pasul 11

conversia=85%vol

^{Fig. 6} 8%gr cocs+C₂^'+ arse

Pasul 12

ratia de cocs=f( , conversie) ^{Fig. 7} 0, 69

compozitia aproximativa a gazelor C₂ : H₂=1, 7%masa

CH₄=41, 3%masa

C₂H₄=23%masa

C₂H₆=34%masa

Pasul 13

%gr cocs=%gr cocs+C₂·ratia de cocs=8·0, 69=5, 52%gr cocs

Pasul 14

%gr cocs+C₂+arse-%gr cocs=8-5, 52=2, 48%gr

Pasul 15

Pasul 16

Estimarea randamentului in H₂S

f(α) ^{Fig. 8} 0, 36 ratia H₂S/S in alimentare(%masa)

%gr H₂S= ratia·%S=0, 36·0, 58=0, 21%gr

Pasul 17

Estimarea densitatii fractiei de benzina

f(α , conv) ^{Fig. 9} 58 API

Pasul 18

Estimarea diferentei intre randamentul de motorina total, exprimat in %masa si %vol.

motorina totala=100-conversie(%vol)

motorina totala=100-74 = 26%vol

motorina grea se considera 5%vol fata de materia prima

f(α , conv) ^{Fig. 10} 1, 2 productia totala(randament in total)

motorina %gr-%vol

26+1, 2=27, 2%gr

Pasul 19

Presupunem ca se decanteaza 5%vol materie prima reziduala

26-5 = 21%vol recirculat usor (motorina usoara)

Pasul 20

(densitate alimentare in API)

Conversia =74%vol

^{Fig. 11} 3, 4 densitate API (estimarea densitatii fractiei de

α= 80, 90 motorina usoara(%masaMU=%volMU·(ρ_MU/ρ_alim)

densitatea de alimentare API-densiatea produse usoare API=densit API MU

21, 64-3, 4=18, 24 densit API MU

%masa MU(%gr MU)=%vol MU·(ρ_MU/ρ_alim)

%%grMU

Pasul 21

27, 2-21, 48=5, 72%gr MG

Pasul 22

Pasul 23

debit materie prima = 2 mil. tone/an

timp de fractionare al instalatiei= 8000 h/an

Continutul de S in materia prima

Randamentul H₂S

Continut de sulf in H₂S

Continut de sulf in fractii:

S_mp-S_H2S=1160-395, 29=764, 71 Kg

1087, 44 S_calc (Kg/h-total). . 94, 84 S_calc Kg/h(benzina)

395, 29 Kg/h. x=34, 48 Kg/h S normalizat

823, 53. . y=203, 22 MU

z=259, 8 MG ? ? ? ? ? ? ????????

t=270, 9 cocs

Pemtru procente greutate normalizate aplicam urmatoarea relatie:

(Y/100)·debit comp=debit S normalizat => y=%gr S normalizat

(Y/100)·126, 1=89, 6 => 1, 261·y=89, 6 => y=0, 014 %gr S normalizat (benzina)

286·y=203, 22 => y=1, 4073 MU

365, 625·y=259, 8 => y=1, 4073 MG

381, 25·y=270, 9 => y=1, 4073

Pasul 24

f(conv=74% , α=80, 90) ^{Fig. 12} 80, 8 (estimarea cifrei octanice motor COM)

f(conv=74% , α=80, 90) ^{Fig. 13} 91, 8 (estimarea cifrei octanice Research COR)

COM=80, 8

COR=91, 8

BILANTUL MATERIAL SI TERMIC PE REACTOR SI REGENERATOR

DETERMINAREA COMPOZITIEI COCSULUI

Regenerarea catalizatorilor de cracare catalitica consta in arderea cocsului depus pe particulele de catalizator, acest cocs fiind un combustibil caracteristic.

Combustibilii contin ca elemente chimice componente C, H, S, O si N.

Se determina fractiile c(carbon) si h(hidrogen) functie de compozitia gazelor arse in regenerator, cu analiza Orsat:

y_CO2=12 %vol

y_CO=5, 2 %vol

y_O2=1, 6 %vol

In cele ce urmeaza se urmareste stabilirea valorii coeficientilor cantitatii de aer cu care are loc arderea, in functie de concentratia componentilor gazelor arse uscate, acestea continand CO₂ , CO , O₂ si N₂. Se noteaza cu y_CO2, y_CO si y_O2 %vol(mol) pentru componentii respectivi, in gazele arse uscate:

y_N2=100-( y_CO2+ y_CO + y_O2) (%vol)

y_N2=100-(12+5, 2+1, 6)=81, 2 %vol

Daca combustibilul este o hidrocarbura sau un amestec de hidrocarburi (c+h=1), se poate scrie si expresia fractiei masice a carbonului continut de combustibil(rel. 1. 53/pag. 27 - Dobrinescu)

Aceasta relatie, prin inlocuirea lui y_N2 se poate aduce la forma:

c=0, 905

c+h=1 => h=1-c=1-0, 905=0, 095

DETERMINAREA COEFICIENTULUI DE EXCES DE AER,

Coeficientul cantitatii de aer fiind raportul intre aerul practic consumat si aerul minim necesar arderii complete, sau raportul intre O₂ practic consumat si O₂ minim necesar arderii complete(acesta este egal cu diferenta dintre O₂ practic consumat si O₂ in exces fata de O₂ minim)

α=f(y_CO2, y_CO, y_O2)

α=0, 956 coeficiente de aer in exces 

In cazul arderii complete aceste relatii pot fi simplificate corespunzator(y_CO =0), dar cum y_CO =5, 2 %vol, arderea e incompleta.

La regenerarea catalizatorilor de cracare catalitica are valori cuprinse intre 0, 8 si 1.

DETERMINAREA CANTITATII DE AER NECESAR ARDERII

Pentru ca practic arderea se face fie cu o cantitate de aer mai mare decat L_min, fie cu o cantitate mai mica decat L_min, este necesara introducerea unui coeficient al cantitatii de aer, caracteristic. In plus, in practica ar fi foarte greu sa se dozeze cantitatea de aer ( ) prin raportul dintre consumul practic(real) de aer L si cantitatea minima de aer corespunzatoare(rel. 1. 14/pag16 - Dobrinescu)

Acest coeficient are valorile:

>1 la arderea cu un exces de aer

<1 la arderea cu lipsa de aer

Consumul minim de aer necesar arderii se poate exprima astfel (rel. 1. 15/pag16 - Dobrinescu)

L_real=α·L_min=0, 956·0, 453

L_real=0, 433 Kmol aer/Kg combustibil

Cantitatea de cocs:

G_cocs= G_mp·%cocs

Cantitatea de aer necesara arderii cocsului:

G_aer=L_real·G_cocs·M_aer

G_aer=0, 433·11040·28, 81=146308, 704 Kg/h

Volumul de aer

V_aer=G_cacs·L_aer·22, 4 [m³/h]

V_aer=11040·0, 460·22, 4=113756, 16 m³/h

DETERMINAREA COMPOZITIEI GAZELOR ARSE

Gazele rezultate din ardere contin urmatorii componenti:

CO₂ - provenit din arderea carbonului continut de combustibil

H₂O - vapori de apa proveniti din arderea hidrogenului continut de combustibil

N₂ - provenit din aerul utilizat pentru ardere si din azotul continut de combustibil

O₂    - provenit din excesul de aer utilizat pentru ardere

CO - provenit din arderea incompleta

In cazul hidrocarburii, consumul de O₂ pentru ardere(oxidarea C la CO₂ si H la H₂O) se poate exprima pe baza reactiei stoechiometrice:

C+O₂ = CO₂ (pentru arderea C)

H₂+½O₂ = H₂O (pentru arderea H₂)

Se noteaza cu x fractia masica a C din cocs supusa arderii(Kg_C->CO)

5, 2·(c-x)=12·x

5, 2·c-5, 2·x=12·x

5, 2·0, 894=17, 2·x

x=0, 270 Kg_C->CO /Kg comb

c-x=0, 894-0, 270=0, 569 Kg_C->CO2/Kg comb

Cantitatile molare ale componentilor gazelor arse, la arderea partial incompleta a hidrocarburilor se calculeaza cu relatiile urmatoare:

n_N2=f(L_real)    (n_N2 se determina din relatia 1. 42/pag. 22 - Dobrinescu)

n_N2=0, 79·L_real=0, 79·0, 433=0, 342 Kmol N₂/Kg comb

n_O2 se determina din relatia 1. 43/pag. 22 - Dobrinescu

n_O2=0, 21·(α-1)·L_min+ x/24=0, 21·(0, 956-1)·0, 453+0, 270/24=0, 0071 Kmol O₂/Kg comb

m_i=n_i·M_i

%gr = . 100

Caldura specifica a componentilor gazelor de ardere se determina din relatia 4. 5/pag. 139 - Somoghi

c_p=A+B·T+C·T²+D·T³

T=515+273=788 K

A=4, 8900·10²

CO₂ B=1, 4651 => C_p=1168, 956 J/Kg·K

C=-0, 94565·10^-3

D=2, 3023·10^-7

A=10, 3454·10²

CO B=-0, 09717 => C_p=915, 06 J/Kg·K

C=0, 41860·10^-3

D=-6, 1893·10^-7

A=8, 13146·10²

O₂ B=0, 367275 => C_p=1048, 506 J/Kg·K

C=-0, 07319·10^-3

D=-0, 17569·10^-7

A=10, 5696·10²

N₂ B=-0, 19734 => C_p=1117, 285 J/Kg·K

C=0, 49484·10^-3

D=-1, 86875·10^-7

A=18, 8370·10²

H₂O B=-0, 16744 => C_p=2143, 94 J/Kg·K

C=0, 84417·10^-3

D=-2, 69764·10^-7

Debitul masic de gaze arse

G_{g. a.} =G_cocs·Σm_i=11040·21, 6712=239250, 048 Kg/h

DETERMINAREA DEBITULUI DE COMBUSTIBIL NECESAR

PREINCALZIRII AERULUI

Combustibil utilizat: CH₄

η_cuptor=1, 00

temperatura de intrare a aerului in cuptor: t_i=0 C

temperatura de iesire a aerului in cuptor: t_a=250 C

Arderea combustibilului in cuptor este completa(α=1).

ardere=>CO₂+H₂O+N₂

c≈75%masa => c=0, 75 G_aer = 146308, 704 Kg/h

h≈25%masa => h=0, 25

L_min=0, 595

n_N2=0, 79·α·L_min=0, 79·1·0, 595=0, 470

La t=250 C din Dobrinescu(pag. 43-tabel 1. 4) se determina c_p in KJ/Kmol· C.

t_aer=250 C

H_{i comb}=puterea calorica a combustibilului

H_i=33915·c+103. 000·h=33915·0, 75+103000·0, 125=38311, 25 KJ/Kg comb

Q_aer=debit de aer

_cuptor=randamentul cuptorului

c_{p gaze}=caldura specifica medie a gazelor

t_a=temperatura de iesire a aerului din cuptor

g_{g. a.} =cantitatea de gaze arse

Q_aer=G_aer·c_{p aer}·(t_a-t_i)=146308, 704·1, 0192·(250-0)=37279457, 78 KJ/h

g_{g. a.} = g_co2+g_H2O+g_N2=17, 61+6, 51+75, 86=100%gr

Debitul de gaze arse

G_{g. a.} =G_comb·g_{g. a.} =890, 2·183, 14=11697, 228 Kg/h

g_{g. a.} =Σm_i=13, 14

=

Raportul de contactare "a" se determina facand un bilant termic pe regenerator si reactor(Fig. 1. Contur 1 -- Anexa):

a=4÷11

♦Bilant termic pe regenerator si reactor

Q_i=Q_e

Q_i=Q_A+Q_{ab. ads}+Q_cat+Q_K+Q_aer+Q_cocs

Q_e=Q_cat+Q_K+Q_{g. a.} +Q_{ab. desorb.} +Q_p

INTRARI(t_r=515 C)

Caldura de ardere

Q_A=G_cocs·q_A

q_A=puterea calorica a cocsului calculata cu relatia:

q_A=(c-x)·q_c->co2+x·q_c->co+h·q_H2->H2O

q are urmatoarele valori:

C+½O₂ CO q_c->co=2400 Kcal/Kg=2400·4, 186=10046, 4 KJ/Kg

C+O₂ CO₂ q_c->co2=8100 Kcal/Kg=8100·4, 186=33906, 6 KJ/Kg

H₂+½O₂ H₂O q_H2->H2O=28000 Kcal/Kg=28000·4, 186=117208 KJ/Kg

q_A = 0, 569·33906, 6+0, 270·10046, 4+0, 106·117208=34429, 5 KJ/h

Q_A=11040·34429, 5 =380101437. 1KJ/h

Caldura adusa de catalizator

Q_cat=G_cat·c_pcat^tr· t_r

c_pcat^tr = 0, 3 Kcal/Kg· C=0, 3·4, 186=1, 256 KJ/Kg· C

Q_cat=G_cat·1, 2558·525 =G_cat·659, 3

Caldura adusa cu cocsul remanent

Q_K=G_K·t_r·c_pK=G_cat·%K·t_r·c_pK

c_{pK =0, 5 Kcal/Kg· C=0, 5·4, 186=2, 093 KJ/Kg· C}

%K=continutul de cocs pe catalizator(%masa)

%K=0, 08%gr(din datele de proiectare)

Q_K=G_cat·(0, 09/100)·525·2, 093=0, 989·G_cat

Caldura adusa de aburul adsorbit pe catalizator

Q_{ab. ads}=G_ab·i_ab^tr=G_cat·φ·i_ab^tr

φ=coeficient de retinere a aburului

φ=0, 003 Kg abur/Kg cat

i_ab^tr=se determina din "Indrumar distilare", conform anexei IV. 2/pag. 178

3530, 7-3509, 3=21, 4

1 atm 21, 4

1, 5 atm x=32, 1

3530, 7+32, 1=3562, 8

=> 3562, 8-3541, 4=21, 4

3509, 3+32, 1=3541, 4

10 C21, 4    ? ? ?

5 Cy=10, 7

i_ab^tr=3508, 2+32, 1-10, 7=3528, 5 KJ/Kg

Q_{ab. ads.} =G_cat·0, 003·3528, 5=10, 59·G_cat

Caldura adusa de aer

Q_aer=G_aer·c_p^tr·t_aer=143446, 14. 1, 0192. 250=36550076, 47 KJ/h

Caldura adusa de cocsul depus pe catalizator

Q_cocs=G_cocs·c_{p. cocs}·t_r=11040·2, 093·525=12131028 KJ/h

c_{p. cocs}=0, 5 Kcal/Kg· C=0, 5·4, 186=2, 093 KJ/Kg· C

Q_i=389519241, 6+10, 59·G_cat+659, 4·G_cat+0, 989· G_cat+36550076, 47+12131028

Q_i=438200346, 1+669, 99· G_cat

IESIRI (t_reg=710 C)

a) Caldura eliminata cu catalizatorul

Q_cat= G_cat·c_{p. cat}·t_reg= G_cat·1, 2558·710=891, 62· G_cat

c_{p. cat}=0, 3 Kcal/Kg· C= 0, 3·4, 186=1, 2558 KJ/Kg· C

b) Caldura eliminata cu cocsul remanent

Q_K= G_cat·%K·c_{p. K}·t_reg= G_cat·(0, 09/100)·2, 093·710=1, 34· G_cat

c_{p. K}=0, 5 Kcal/Kg· C=0, 5·4, 186=2, 093 KJ/Kg· C

c) Caldura eliminata cu gazele arse

C

Q_{g. a.} =G_{g. a.} ·c_{p. g. a.} ·t_reg=10329, 354·1, 16·710=8506964, 4 KJ/h

d) Caldura eliminata cu aburul desorbit

Q_{ab. desorb.} =G_ab. ·i_ab^treg= G_cat·φ·i_ab^treg= G_cat·0, 003·3983, 97=11, 95· G_cat

e) Caldura pierduta

Se considera pierderi de caldura prin peretii regeneratorului cca. 6% din caldura dezvoltata la arderea cocsului.

Q_p=6%·Q_A=(6/100)·389519241, 6=23371154, 5 KJ/h

Q_e=891, 62· G_cat+1, 34· G_cat+8506964, 4+11, 95· G_cat+23371154, 5

Q_e=904, 91· G_cat+31878118, 9

Q_i=Q_e

438200346, 1+669, 99· G_cat=904, 91· G_cat+31878118, 9

G_cat·(904, 91-669, 99)=406322227, 2 => G_cat=1729619, 561 Kg/h

G_cat=1729619, 561Kg/h

a =

DETERMINAREA TEMPERATURII DE PREINCALZIRE

A MATERIEI PRIME

Temperatura de preincalzire a materiei prime(t_mp) se determina din bilantul termic pe conturul 1 - Fig. 2

Q_i=Q_e

INTRARI:

Q_i=Q_cat+Q_K+Q_{ab. vap.} +Q_{ab. strip.} +Q_{m. p.}

a) Caldura adusa de catalizator

Q_cat=G_cat·c_{p. cat.} ·t_reg=1729619, 561. 1, 256. 710 = 1542159934KJ/h

b) Caldura adusa de cocsul remanent

Q_K=G_K·c_{p. cocs}·t_reg=G_cat·%K·c_{p. cocs}·t_reg=17291619, 561·(0, 09/100)·2, 093. 710

Q_K= 23126278, 87KJ/h

c) Caldura adusa de aburul de vaporizare

Se admite 2%masa abur de vaporizare fata de materia prima.

Q_{ab. vap.} =(2/100)·G_{m. p.} ·i^{p, t}

p_abur = 3, 6 atm

t_abur = 250 C

i_ab^{p, t} = 2965, 46 KJ/Kg

Q_{ab. vap.} = (2/100)·200000·2965, 46=11, 9. 10 KJ/h

d) Caldura adusa de aburul de stripare

Se admite 1%masa abur de stripare fata de catalizator.

Q_{ab. strip}=(1/100)·G_cat·i_ab^{p, t}=(1/100)·1735899, 24·2965, 46 = 51291176, 23 KJ/h

e) Caldura adusa de materia prima

Q_{m. p.} = G_{m. p.} ·h^tmp=200000·h^tmp

Q_i=(1542, 16+23, 13+11, 9+51, 3). 10+200. 000·h^tmp

Q_i=1628, 44. 10+200. 000·h^tmp

IESIRI:

Q_e=Q_cat+Q_cocs+Q_K+Q_{ab. ads.} +Q_produse+Q_{ab. vap.} +Q_{ab. strip}-Q_{ab. ads.} +Q_R+Q_p

Caldura evacuata cu catalizatorul

Q_cat. =G_cat·c_{p. cat.} ·t_r=1735899, 24. 1, 256. 525 =1144, 65. 10 KJ/h

Caldura evacuata cu cocsul format in reactie

Q_cocs=G_cocs·c_{p. cocs}·t_r = 11040. 2, 093 . 525 =12, 13 10KJ/h

Caldura evacuata cu cocsul remanent

Q_K=G_cat·%K·c_{p. cocs}·t_r=1735899, 24 · (0, 09/100)·2, 093·525 = 1, 72 . 10KJ/h

Caldura evacuata cu aburul adsorbit pe catalizator

Q_{ab. ads.} = G_{ab. ads.} ·i_ab^tr= G_cat·φ·i_ab^tr=1735899, 24·0, 003·3632, 06=18, 92. 10 KJ/h

Caldura evacuata cu produsele de reactie

Q_produse=G_{m. p.} ·(1- _cocs)·H_{m. p.}

H_{m. p.} =(50, 02+0, 109·t+0, 00014·t²)·(4-d )-73, 8

H_{m. p.} = (50, 02+0, 109·525+0, 00014·525²)·(4-0, 924)-73, 8=375, 33 Kcal/Kg

η_cocs= 5, 52% (Pasul 13)

Q_produse=200. 000·(1-5, 52/100)·375, 33·4, 186=296, 88 . 10KJ/h

Caldura evacuata cu aburul, pe la varful coloanei

Q_ab=Q_{ab. vap.} +Q_{ab. strip}+Q_{ab. ads.} = (G_{ab. vap.} +G_{ab. strip}+G_{ab. ads})·i_ab^tr

Q_ab=[(2/100)·200. 000+(1/100)·1735899, 24-1735899, 24·0, 003]·3632, 06

Q_ab = 58, 66. 10KJ/h

Caldura consumata in reactie

Q_R=G_{m. p.} ·q_R

Caldura de reactie se determina grafic functie de conversie(Raseev - "Conversia hidrocarburilor vol. 2").

q_R= 81 Kcal/Kg

Q_R=200. 000·81·4, 186=67, 81. 10 KJ/h

Caldura pierduta in peretii reactorului

Se admit pierderi de caldura in limita a 2, 5% din caldura adusa de catalizator.

Q_p=2, 5%·Q_cat=(2, 5/100)·1542, 16. 10 10 KJ/h

Caldura totala evacuata din sistemul de reactie este:

Q_e=(1144, 65+12, 13+1, 72+18, 92+296, 88+58, 66+67, 81+38, 6). 10 10 KJ/h

Din Q_i=Q_e => 1628, 44. 10+200. 000·h_mp=1639, 37. 10

h_mp=54, 65 KJ/Kg = 228, 8Kcal/h

0, 000405·t²_mp+0, 403·t_mp-228, 93·0, 9613=0

Δ= (0, 403)²+4·0, 000405·220 = 0, 519

C.

Temperatura de preincalzire a materiei prime este 392 C.

DETERMINAREA TEMPERATURII DE INTRARE IN RISER

Temperatura de intrare in riser(t_ir) se determina din ecuatia de bilant termic pe conturul 2 Fig. 2(bilant pe nod).

Se presupune temperatura de intrare in riser:

t_ir=t_r+(40-60) C

t_ir=525+40=565 C

Q_i=Qe

INTRARI

Q_i=Q_cat+Q_K+Q_{m. p.} +Q_{ab. vap.}

Q_cat, Q_K, Q_{m. p.} , Q_{ab. vap.} -sunt calculate ca intrari in bilantul anterior

Q_cat=1542, 16. 10 KJ/h

Q_K=23, 13. 10KJ/h

Q_{ab. vap.} =11, 9. 10KJ/h

Q_{m. p.} =200. 000·228, 93=45, 8. 10 KJ/h

Q_i=1674, 226. 10KJ/h

IESIRI

Q_e=Q_cat+Q_K+Q_{m. p.} +Q_{ab. vap.}

a) Caldura evacuata cu catalizatorul

Q_cat=G_cat·c_{p. cat}·t_ir=1. 540. 843·0, 3·4, 186·565=1. 083. 594. 758 KJ/h

b) Caldura evacuata cu cocsul remanent

Q_K=G_K·c_{p. cocs}·t_ir=G_cat·%K·c_{p. cocs}·t_ir

Q_K=1. 540. 843·0, 5·(0, 08/100)·4, 186·560=1. 444. 793 KJ/h

c) Caldura evacuata cu materia prima in faza de vapori

Q_{m. p.} =G_{m. p.} ·H^tir

Entalpia materiei prime se calculeaza cu relatia:

H_{m. p.} =(50, 2+0, 109·t+0, 00014·t²)·(4-d¹⁵)-73, 8

H_{m. p.} =(50, 2+0, 109·560+0, 00014·560²)·(4-0, 915)-73, 8=404, 82 Kcal/Kg

Q_{m. p.} =250. 000·404, 82·4, 186=423. 644. 130 KJ/Kg

d) Caldura evacuata cu aburul de vaporizare

Q_{ab. vap.} =G_{ab. vap.} ·i_ab^tir=(2/100)·G_{m. p.} ·i_ab. ^tir

p_nod=p_reactor·0, 5=1, 5·0, 5=0, 75

i_ab^tir=3619 KJ/Kg

Q_{ab. vap.} =(2/100)·250. 000·3619=18. 095. 000 KJ/h

Total caldura evacuata din nodul de amestec:

Q_e=1. 083. 594. 758+1. 444. 793+423. 644. 130. +18. 095. 000=1. 526. 778. 681 KJ/h

Eroarea de inchidere a bilantului este

In limita unei erori de inchidere a bilantului termic de 0, 9% temperatura presupusa este corecta deci, temperatura de intrare in riser este: t_ir=560 C

DETERMINAREA TEMPERATURII DE IESIRE DIN RISER

Temperatura de iesire din riser(t_er) se determina din bilant termic pe riser, pe conturul 3 Fig. 2.

Se presupune:

t_er=t_r+(5-10) C

t_r=515+5=520 C

Q_i=Q_e

INTRARI

Q_i este acelasi cu cel de la t_ir

Q_i=1. 513. 244. 085 KJ/h

IESIRI

Q_e=Q_cat+Q_cocs+Q_K+Q_produse+Q_{ab. vap.} +Q_R+Q_p

a) Caldura evacuata cu catalizatorul

Q_cat=G_cat·c_{p. cat}·t_er=1. 540. 843·0, 3·4, 816·520=1. 006. 195. 132 KJ/h

b) Caldura evacuata cu cocsul format in reactie

Q_cocs=G_cocs·c_{p. cocs}·t_er=15. 250·0, 5·4, 186·520=16. 597. 490 KJ/h

c) Caldura evacuata cu cocsul remanent

Q_K=G_cat·%K·c_{p. cocs}·t_er=1. 540. 843·(0, 08/100)·0, 5·4, 186·520=1. 341. 594 KJ/h

d) Caldura evacuata cu produsele de reactie

Q_produse=G_{m. p.} ·(1- _cocs)·H^ter

Entalpia materiei prime se determina cu relatia:

H_{m. p.} =(50, 2+0, 109·t+0, 00014·t²)·(4-d¹⁵)-73, 8

H_{m. p.} =(50, 2+0, 109·520+0, 00014·520²)·(4-0, 915)-73, 8=372, 71 Kcal/Kg

Q_produse=250. 000·(1-0, 061)·372, 71·4, 186=366. 248. 513 KJ/h

e) Caldura evacuata cu aburul de vaporizare la iesire din riser

Q_abur=G_{ab. vap.} ·i_ab. ^ter=(2/100)·G_{m. p.} ·i_ab^ter

i_ab^ter=3532 KJ/Kg

Q_abur=(2/100)·250. 000·3532=1. 760. 000 KJ/h

f)  Caldura consumata in reactie

Q_R=G_{m. p.} ·q_R=250. 000·80·4, 186=83. 720. 000 KJ/h

g) Caldura pierduta in peretii reactorului

Se admite pierdere de caldura in limita a 2, 5% din caldura adusa de catalizator.

Q_p=(2, 5/100)·1. 344. 818. 494=33. 620. 462 KJ/h

Caldura totala evacuata din sistemul de reactie:

Q_e=1. 006. 195. 132+16. 597. 490+1. 341. 594+366. 248. 513+1. 760. 000+83. 720. 000+

+33. 620. 462=1. 509. 483. 191 KJ/h

Eroarea de inchidere a bilantului este:

In limita unei erori de inchidere a bilantului termic de 0, 25% temperatura presupusa este corecta deci, temperatura de iesire din riser este: t_er=520 C

dimensionarea principalelor aprate din

blocul de reactie

dimensionarea riserului

a) Diametrul riserului

V_m=debitul volumetric mediu al efluentului in riser(m³/s)

v =viteza medie a efluentului in sectiunea libera a riserului(m/s)

P_i=P_r+DP , DP=0, 5 atm

P_i=1, 5+0, 5=2 atm

M_{m. p.} =f(t_50% , densitate) M_{m. p.} =400 Kg/Kmol

n_i=n_{m. p.} +n_{ab. vap.}

G_{ab. vap.} =(2/100)·G_{m. p}=(2/100)·250. 000=5. 000 Kg/h

T_i=560+273=833 K

V_i=30832 m³/h=8, 56 m³/s

T_er=t_er+273=520+273=793 K

P_er=P_reactor=1, 5 atm

n_e=n_gaze+n_benzina+n_{motorina usoara}+n_{motorina grea}+n_{ab. vap.}

M_benzina=100 Kg/Kmol

M_{mot. usoara}=240 Kg/Kmol

M_{motorina grea}=320 kg/Kmol

n_e=(250. 000/100)·[(0, 05/2)+(1, 27/16)+(0, 71/28)+(1, 04/30)+(4, 67/42)+(1, 94/44)+

+(6, 62/56)+(4, 64/58)+(1, 60/58)+(52, 72/100)+(11, 95/240)+(6, 11/320)]+(5000/18)

n_e=3131, 7 Kmol

v=7÷8 m/s

Se considera viteza medie a efluentului in riser v=7 m/s

b) Inaltimea riserului

Pentru un riser de forma cilindrica, inaltimea se determina cu relatia:

V_ZR= volumul zonei de reactie, se determina cu relatia:

τ = timpul de reactie

τ = 4÷5 s => τ = 4 s

η_t=fractia de volum liber in riser

γ_v=densitatea volumetrica a catalizatorului(Kg/m³)

γ_r=densitatea reala a catalizatorului(Kg/m³)

Inaltimea riserului este:

H_r=46 m

DIMENSIONAREA VASULUI SEPARATOR

a) Diametrul vasului separator(d_VS):

V_VS=debit volumetric al efluentului la iesire din vasul separator

v_max=viteza maxima admisa in sectiunea libera a vasului separator(v_max=0, 3÷0, 8 m/s)

n_vs=n_gaze+n_benzina+n_{motorina usoara}+n_{motorina grea}+n_{ab. vap.} +n_{ab. strip}-n_{ab. ads}

n_vs=3131, 7+138, 88-256, 80=3013, 78 Kmoli

v_{max vs}=0, 8 m/s

b) Inaltimea vasului separator

H_vs=2, 5·d_vs=2, 5·7, 8=19, 5 m

DIMENSIONAREA REGENERATORULUI

a) Diametrului regeneratorului(D_r)

V_{gaze e}=debitul volumetric al gazelor de ardere la iesire din regenerator(m³/s)

v_{max r}=viteza maxima admisa in sectiunea libera a regeneratorului(m/s)

T_reg, P_reg=temperatura respectiv presiunea din regenerator

n_e=n_{gaze ardere}+n_{abur desorbit}

n_{gaze ardere}=G_cocs· n_i (vezi tabel 2. 4)

Σn_i=0, 489 Kmol/Kg comb

n_{gaze ardere}=15. 250·0, 489=7457, 25 Kmol/h

Se considera v_{max r}=0, 8 m/s

b) Inaltimea regeneratorului

Inaltimea partii cilindrice a regeneratorului este formata din inaltimea stratului fluidizat(H_sf) si din inaltimea aferenta zonei de separare a catalizatorului si cicloanelor

(6-8 m).

H=H_sf+H_c

H_cicloane=6 m

V_reg=volumul zonei de regenerare(m³)

σ=viteza de ardere a cocsului

σ=14-15 Kg cocs ars/m³_{zona de reactie}·h

σ=15 Kg/m³·h

H=8, 7+6=14, 7 m

DIMENSIONAREA STRIPERULUI

a) Diametrul striperului

S_s=suprafata striperului

D_r=diametru riser (=d)

I_s=incarcarea striperului(3500-5000 Kg cat/m³·min)

Se determina S_s:

Se alege I_s=5000 Kg cat/m³·min

b) Inaltimea striperului

V_s=volumul striperului

V_s=V_cat·τ_striper

_striper=timpul de stripare

_striper=1 min=60 sec

V_cat=volumul catalizatorului

γ_striper=densitatea striperului(Kg/m³)

γ_striper=600 Kg/m³

V_s=V_cat·τ_stripare=2568, 07·1/60=42, 8