28 1 386KB
UNIVERSITATEA PETROL-GAZE DIN PLOIEȘTI FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE SPECIALIZAREA: PRELUCRAREA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE
PROIECT DIMENSIONAREA TEHNOLOGICĂ A UNUI REACTOR DE DEHIDROGENARE A ETILBENZENULUI LA STIREN, CU FLUX AXIAL, ADIABATIC, CU CURGERE DE TIP PISTON
Student: Prof. Șef lucrări dr. ing Grupa: An:
1
Cuprins 1. Introducere.................................................................................................................................3 Cap I: Obținerea stirenului..........................................................................................................3 1. 2. Procese industriale de obținere a stirenului........................................................................3 Cap. II: Calculul tehnologic al reactorului de dehidrogenare......................................................7 2. 1. Calculul debitelor de stiren și etilbenzen............................................................................8 2. 2. Stabilirea compoziției materiei prime proaspete și recirculată.........................................10 2. 3. Stabilirea bilanțului material pe reactor...........................................................................11 Cap. III: Dimensionarea zonei de reacție..................................................................................12 Cap. IV: Calculul căderii de presiune.......................................................................................39 Concluzii...................................................................................................................................40 Bibliografie...............................................................................................................................41
2
INTRODUCERE 1. Stirenul. Obținerea stirenului. Din marea gama de produse aromatice, ca derivate directe ale benzenului, cu o mare aplicabilitate industriala o are etilbenzenul, principala materie prima pentru obtinerea unui important monomer utilizabil in primul rand pentru fabricarea cauciucurilor sintetice – stirenul. Stirenul, cunoscut de asemenea si ca vinilbenzen, se utilizează pentru producerea: materialelor plastice, cel mai răspândit tip de cauciuc sintetic: caucicul butadienstirenic și adezivilor. Acest lucru a determinat perfecționarea tehnologiei de dehidrogenare a etilbenzenului la stiren și apariția unor noi tehnologii.
2. Reacții Transformarea etilbenzenului in stiren este o reactie puternic endoterma, desfasurata dupa urmatorul mecanism:
C6H5 – CH2 – CH3 ↔ C6H5 - CH=CH2 + H2 Reacția este endotermă și are loc la temperaturi cuprinse între 350 si 650 °C și presiune de 1,3 – 2 bar. În paralel se produc și reacții secundare care conduc la formarea benzenului, toluenului, CO2, etenei, metanului și altor produse. In afara de reactia de dehidrogenare a etilbenzenului la stiren, in acelasi timp mai pot avea loc numeroase reactii secundare, precum: 1. Dezalchilarea etilbenzenului:
C6H5-C2H5→C6H6+C2H4 2. Hidrodezalchilarea etilbenzenului:
C6H5-C2H5→C6H5-CH3+C2H4 3. Hidrodezalchilarea toluenului:
C6H5-CH3+H2→ C6H6+CH4 4. Formarea cocsului:
C6H5-C2H5 →8C+5H2
3
3. Catalizatori Primul catalizator folosit la obținerea stirenului a fost constituit dintr-un amestec de trei componenți: ZnO, Al2O3, CaO. În prezent se folosesc catalizatori alcătuiți exclusiv pe bază de oxizi de fier promotați cu compuși ai K, Cr, V, Zn, etc. Acești catalizatori se caracterizează prin: stabilitate bună în prezență vaporilor de apă, activitate și selectivitate ridicată, durată de funcționare îndelungată (circa 2 ani). Principalul component activ, oxidul de fier, are și rolul de suport al catalizatorului. S-a observat de asemenea că promotorul alcalin, de tipul compușilor cu potasiu, influențează favorabil viteza reacției de regenerare a cocsului depus pe catalizator. S-a constatat că viteza formării stirenului și a toluenului crește cu creșterea bazicitatății promotorului. Compușii chimici care reprezintă otrăvuri ale catalizatorilor sunt sulful și mai ales clorul, ca atare sau sub formă de combinații. Otrăvirea cu clor este relativ lentă și afectează progresiv întreaga masă a stratului catalitic; efectul nociv al clorului este atenuat prin reținerea lui pe un strat de catalizator așezat deasupra principalului strat catalitic. Cocsul provenind din reacții secundare se îndepartează prin ardere în prezența oxigenului din vaporii de apă și aer.
4. Procedee industriale de obținere a stirenului 4. 1. Procedeul izoterm Procedeul izoterm este mai dificil de aplicat pentru că necesită reactoare multitubulare cu circulație de purtător caloric în exteriorul tuburilor și are un cost mai ridicat și o productivitate mică. Aceste tipuri de reactoare au însă avantajul unui consum energetic mai mic, performanțe mai bune la temperaturi de reacție mai scăzute și, ca urmare, un raport de diluție de vapori de apă inferior față de funcționarea în condiții adiabatice. Catalizatorii recomandați pentru folosirea în reactorul izoterm trebuie să aibă o rezistență mecanică bună, capacitate de a lucra la diluție redusă de abur și o durată de exploatare îndelungată (5 – 6 ani). În figura 1 este prezentată schema tehnologică a procedeului de dehidrogenare a etilbenzenului cu funcționare izotermă a reactorului.
4
Figura 1. Schema instalației de dehidrogenare cu funcționarea izotermă a reactorului
4. 2. Procedeul adiabatic În cazul folosirii unei singure trepte de reacție, se obține o conversie de cca. 40 %, iar dacă sunt aplicate două trepte de reacție în serie se obțin conversii de 45 – 50%, la presiuni comparabile cu acelea la o singura treapta de reactie. Este necesar să se coreleze condițiile de lucru, în special temperatura de reacție, presiunea și raportul abur / hidrocarbură, cu conversia și selectivitatea. Căderea de presiune pe stratul catalitic limitează însă soluțiile tehnologice și de aceea s-au adoptat reactoarele cu curgere radială în locul reactoarelor cu curgere axială. Catalizatorii utilizați în reactoarele adiabatice lucrează în condiții de diluție cu abur a etilbenzenului de 1,6 – 2,5 și au o durată de exploatare de 1,5 – 2 ani. Se menționează trei grupe de catalizatori pentru reactoarele adiabatice de obținere a stirenului: catalizatori activi (conversie de 55 - 60% mol), dar mai puțin selectivi (selectivitate 89 – 90 % mol), capabili să lucreze la rapoarte masice de diluție apă / etilbenzen > 2; catalizatori selectivi (selectivitate cca. 95 % mol), dar mai puțin activi (conversie 40%), operând la temperaturi mai ridicate și la rapoarte masice de apă:etilbenzen de 2 – 2,2; catalizatori activi (conversie 50 – 55 %) și selectivi (selectivitate 90 % mol), ce funcționează la rapoarte masice de diluție cu abur > 2. În figura 2 este prezentată schema tehnologică a unei instalații de producere a stirenului prin dehidrogenarea adiabatică a etilbenzenului. 5
Figura 2. Schema instalației de obținere a stirenului prin dehidrogenarea adiabatică
5. Întrebuințările stirenului Polimerizarea stirenului se face în soluție, supensie sau emulsie. În primul procedeu stirenul și solventul reacționează într-un reactor cu manta și agitare. Polimerul format conține monomer nereacționat și solvent care se îndepărtează prin distilare. Procedeul în suspensie este similar celui în solutie ,numai că în locul solventului se folosește apa în care stirenul este suspendat cu ajutorul unor dispersanți cum ar fi alcool polivinilic. Se produc diferite tipuri de polistiren ale căror proprietăți pot varia într-un domeniu larg. Cel mai larg utilizat este procedeul în suspensie. Prin introducerea de cauciuc dizolvat odată cu stirenul monomer se obține așa-zisul polistiren „antișoc”. O cantitate mare de stiren antișoc se folosește pentru frigidere. Prin încorporare în polimer a unui gaz sau lichid volatil se obține la încălzire polistiren expandat. Acesta are proprietăți termoizolante foarte bune și se folosește ca material izolant în construcții. 6
CAPITOLUL I Date inițiale: Valoare
Unitate de măsură
50500
t stiren/an
Conversia utilă
39
%masa
Puritate stiren
99.4
%masa
Pierderile de stiren din stirenul produs
1.6
%masa
8000
ore
2.7
kg/kg
Capacitatea instalației
Nr. ore de funcționare Raport masic abur/materie primă la intrare în reactor Conversiile reacțiilor secundare: Cs1 C6H5CH2CH3 ↔ C6H6 + C2H4
20
%mol
Cs2 C6H5C2H5 + 16H2O → 8CO2 + 21H2
40
%mol
Cs3 C6H5CH2CH3 + H2 → C6H5CH2CH3 + CH4
40
%mol
Temperatura de intrare în reactor
645
⁰C
Diametrul interior
3.8
m
1400
kg/m3
Densitate catalizator
Compoziția EB proaspăt: Component Benzen Etilbenzen
Valoare 0.2 99.8
Unitate de măsură % %
Compozitia EB recirculat: Component Benzen Etilbenzen Toluen Stiren
Valoare 0.1 99.5 0.2 0.2
Unitate de măsură % % % %
7
Bilant material pe reactor: 1.1. Debitul de stiren: DSt=
debit anual nr . ore frunctionare
DSt =
50500 · 10−3 =6312.5 = kg stiren/h 8000
,[
kg stiren ] h
1.2. Debitul de stiren de puritate 100% produs de instalație: D’St =
D St · puritatea stiren ,[ 100
D’St =
6312.5 · 99.4 =6274.625 kg stiren/h 100
kg stiren ] h
1.3. Debit stiren de puritate 100% necesar instalației care acoperă și pierderile: D”St = D’St·
100 ’[ 100− pierderi
D”St = 6274.625 ·
kg stiren ] h
100 = 6376.651 kg stiren/h 100−1.6
1.4. Randamentul de stiren: Conversia, % mol Randament, % mol
0 100
10 98.9
20 95.5
30 92
40 87.7
50 85
Randament %mol
105 100 95 90 85 80 75
0
10
20
30
Conversie % mol
8
40
50
60
Din grafic, pentru: Cu=39 % → η=91.57 % Conversia totala: Ct = Ct =
Cu · 100 , [%] η
39 · 100=42.59 91.57
%
1.5. Conversia în produse secundare: CPS = Ct - CU , [%] CPS = 42.59-39 = 3.590 % 1.6. Calculul cantității de etilbenzen necesar alimentării instalației: Debit de etilbenzen transformat în stiren: EBin St = EBin St =
D ” St· 106 kg ,[ 104 h
6376.6514 · 106 104
]
= 6499.2793 kg/h
Debit de etilbenzen necesar alimentarii: EBalim = EBalim =
EB¿ St ·100 ,[ CU
kg ] h
6499.2793 ·100 = 16664.8188 kg/h 39
Debit de etilbenzen transformat în produse: EBtransf = EBtransf =
C t · EB alim 100
,[
kg ] h
42.59 ·16664.8188 =7097.6076 kg/h 100
Debit de etilbenzen netransformat: EBnetransf = EBalim - EBtransf ,[
kg ] h
EBnetransf =16664.8188-7097.6076 =9567.2111kg/h
9
1.7. Calculul consumului specific de EB: Csp EB = Csp EB =
EB transf D ’ St
7097.6076 6274.625
kg EB/kg St = 2.65 kg EB/kg St
1.8. Calculul compoziției materiei prime proaspete și recirculată: Comp. EB
% masă 99.80
B T St Total
0.20 100
M.P proaspătă Gi, kg/h M Mi, kmol/h 7097.61 106 66.96 14.22 7111.83
78 92 104 -
Comp. Gi, kg/h 16664.82 23.84 19.23 19.23 16727.12
EB B T St Total
Gabur=
∑ Gi ·
% masă 99.63 0.14 0.11 0.11 100
0.18 67.14
% masă 99.50 0.10 0.20 0.20 100
M.P totală Mi, kmol/h 157.22 0.31 0.21 0.18 157.91
abur , kg/h materie prima
Calculul debitului de abur Gab 45163.22105 kg/h Gab 2509.067836 kmol/h
10
M.P recirculată Gi, kg/h Mi, kmol/h 9567.21 90.26 9.62 19.23 19.23 9615.29
% mol 99.56 0.19 0.13 0.12 100
0.12 0.21 0.18 90.77
% fr mol 0.9956 0.0019 0.0013 0.0012 1
Bilant material pe reactor
Bilant material pe reactor Comp.
Mi
Intrare
Ieșire
Gi, kg/h
Mi, kmol/h
%mol
Gi, kg/h
Mi, kmol/h
% mol
EB
106
16664.819
157.215
5.8949
9567.21
90.26
3.2743
B
78
23.839
0.306
0.0115
111.89
1.43
0.0520
T
92
19.231
0.209
0.0078
226.95
2.47
0.0895
St
104
19.231
0.185
0.0069
6395.88
61.50
2.2310
C2H4
28
-
-
-
31.61
1.13
0.0410
CH4
16
-
-
-
36.13
2.26
0.0819
CO2
44
-
-
-
794.76
18.06
0.6553
H2
2
-
-
-
212.94
106.47
3.8625
Ab
18
45163.221
2509.068
94.0789
44512.96
2472.94
89.7125
61890.34
2666.983
100.00
61890.34
2756.52
100.00
Total
11
CAPITOLUL II DIMENSIONAREA ZONEI DE REACȚIE 1. Calculul capacităților calorice medii a amestecului de reacție: C p , i=a+ b ·T +c ·T 2+ d · T 3 ,
kcal kmol · K
kcal kmol · K kcal −5 2 −8 3 C p , St =−5.968+ 0.1435· T −9.15 ·10 · T +2.20 · 10 · T =65.68 kmol · K kcal −5 −7 2 3 C p , H 2=6.88+ 6.60· 10 ·T +2.78 ·10 · T +0 · T =7.17 kmol · K kcal −5 2 −8 3 C p , Bz=−8.65+ 0.1158 ·T −7.54 · 10 ·T +1.854 ·10 · T =48.46 kmol · K kcal −5 2 −9 3 C p , C 2 H 4 =0.944+0.03735 · T −1.99· 10 ·T +4.22 ·10 · T =21.7004 kmol · K kcal −7 2 3 C p , H 2 O=6.89+ 0.003283· T −3.43 ·10 · T +0 · T =9.61 kmol · K kcal −6 2 3 C p , CO2 =6.85+0.008533 ·T −2.48 · 10 · T + 0· T =12.5975 kmol · K kcal C p , C 6 H 5−CH 3=−8.213+ 0.1336· T −8.23 ·10−5 · T 2 +1.92 ·10−8 · T 3=59.93 kmol · K kcal −6 2 −9 3 C p , CH 4 =4.75+ 0.012· T +3.03 · 10 · T −2.63 ·10 ·T =16.28 kmol · K −4
2
−8
3
C p , EB =−8.4+0.1593 · T −1· 10 ·T +2.395 ·10 · T =72.09
2. Calculul entalpiilor de reacție:
Reacția principală: C6H5CH2CH3 k-1↔k1 C6H5CH=CH2 + H2
Reacții secundare: C6H5CH2CH3 →k2 C6H6 + C2H4 C6H5C2H5 + 16H2O →k3 8CO2 + 21H2 C6H5CH2CH3 + H2 →k4 C6H5CH2CH3 + CH4
298 Δ H r =∑ Δ H f produse −∑ Δ H f reactanti , kcal/kmol
12
Δ H T =Δ H 0 + ΔaT + Δb
2
3
4
T T T + Δc + Δd 2 3 4
, kcal/kmol
∆ a=∑ a produsi−∑ areactanti ∆ b=∑ b produsi−∑ b reactanti ∆ c=∑ c produsi−∑ creactanti ∆ d =∑ d produsi−∑ d reactanti Entalpiile de formare ale componenților Component
ΔH
Unitate de măsură
EB
7.12
kcal/mol
St
35.22
kcal/mol
B
19.82
kcal/mol
T
11.95
kcal/mol
CH4
-17.889
kcal/mol
C2H4
12.496
kcal/mol
H2
0
kcal/mol
CO2
-94.0518
kcal/mol
H2O
-57.7979
kcal/mol
Calculul entalpiilor de reactive ∆ a , b , c , d=∑ a ,b , c , d produse −∑ a , b , c , d reactan ți ∆ Hr 298 K =∆ a+ ∆ b ·T +∆ c ·T 2 +∆ d ·T 3 ,
kcal kmol
Reac.
∆a
∆b
∆c
∆d
Reacția principală Rs1 Rs2 Rs3
9.312 0.694 97.44 -1.943
-0.01573 -0.00615 -0.14218 -0.013766
8.78E-06 4.67E-06 9.15E-05 2.045E-05
-1.95E-09 -1.19E-09 2.4E-08 -7.38E-09
3. Calculul reactorului 13
298 K
∆ Hr (kcal/kmol) 28100 25196 165232 -13059
F(1-X)· dt – F[1-(x+ dx)] · dt – r ·dG·dt=0 F·dx= r · dG F· ∆ d
F - alimentare cu etilbenzen
= r· ∆ G
X - conversia etilbenzen la intrarea în dG
Sj= π ·H·(Di+2zj-1)
rj - viteza medie de reacție pe tronsonul j
j−1
Zj-1=
∑ ∆ zn
D - diametru reactor
0
F· ∆ x ∆ zj =
ρcat
=r·
F· ∆ x j r j · ρ cat · S
ρcat - densitate catalizator
·S· ∆z
∆ z j - lungimea zonei de reacție j
, [m]
Bilanțul termic pe zona de reacție j Qi,j= Qe,j+Qr,j Qi,j= Ti,j·
Qi,j – cantitatea de caldură globală cu care intră toți
∑ n i, i , j · c pi ,i , j
componenții în zona j Qe,j – cantitatea de caldură globală cu care ies toți componenții din zona j Ti,j – temperatura de intrare în zona j Te,j – temperatura de ieșire din zona j
Qe,j = Te,j·
∑ n i, e , j · c pi, e, j
ni,j – debitul molar al componentului i la intrare în
4
Qr,j = Fj·
∑ ∆ H i, j · ∆ xi , j
zona j
i=1
4
Te,j = Ti,j-
F j ·∑ ∆ H i , j · ∆ xi , j i=1
Fj – debitul molar de etilbenzen la intrare în zona j
∑ ni ,i , j · c pi ,i , j ∆ x i , j - comversia etilbenzenului în zona j ( pentru cele 8 zone) ∆ H i , j - entalpia de reacție pentru zona j
∆x
= 5% → 8 zone 14
Zona I xi,1= 0 xe,1 = xi,1 +
Δx
= 0 + 0.05 = 0.05
Ti,1 = Ti reactor = 645 ̊C = 918 K Te,1 calc = Ti,1-
F· ∑ Δ H i · Δ xi
∑ n i · c pi
Presupunem: Te,i = Ti,1- ΔT 1 = 918-6.6 = 911.4 K T i ,1 +T e ,1 2
=
xre1,i = ( C t−x e 1 ) ·
CS 100
Tm,1 =
918+911.4 2
= 914.7 K
η1=99.45 Ct =
x e1 0.05 = · 100=0.0502 η1 99.45
xre1 1 = ( 0.0502−0.05 ) ·
20 =5.5304 · 10−5 100
( 0.0502−0.05 ) ·
40 =0.00011 100
xre1 3 = ( 0.0502−0.05 ) ·
40 =0.00011 100
xre1 2 =
Entalpia reacției principale și celor secundare Δ H r (kcal/kmol) 29783.64 24268.51 198843.11 -15644.90532
Reac. R. princ Rs1 Rs2 Rs3
∑ ΔHr 1= ΔHR1,1 · x 1+ ΔHS 1,1 · Δxs1,1+ ΔHS1,2 · Δxs 1,2+ ΔHS 1,3· Δxs 1,3 =1511 kcal/kmol Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție 15
Comp. EB Benzen Toluen Stiren H2O Total
ni , (kmol/h) 157.215 0.306 0.209 0.185 2509.068 -
cpi , (kcal/(kmol·K)) 72.0932 48.4559 59.9291 65.6754 9.6147 -
ni·cpi , (kcal/(h·K)) 11334.154 14.809 12.527 12.144 24124.034 35498
Verificarea temperaturii:
Te,1 calc = Ti,1-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 911.309 K
Te,1 pres – Te,1 calc = 911.4- 911.309 = 0.091 < 0.5 Presupunerea este corectă.
Bilanțul material pe Zona I Comp.
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
EB
157.215
149.311
0.05894
0.05582
0.05738
St
0.185
8.046
0.00006
0.00301
0.00153
H2
0
8.209
0
0.00307
-
B
0.306
0.315
0.00011
0.00012
0.00011
T
0.209
0.226
0.00007
0.00008
C2H4
0
0.0091
0
0.000003
0.00004 -
CH4
0
0.0170
0
0.00001
-
CO2
0
0.1391
0
0.00005
-
H2O
2509.068
2508.790
0.94078
0.93784
0.93931
Total
2666.983
2675.061
1
1
-
lg k1= 4.1−
4770 4770 =4.1− =−1.1342 Tm 914.7
lg kp= 6.8−
6467 6467 =6.8− =−0.2963 Tm 914.7
k 1=0.3216
16
k p =0.7435 P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.09755 bar PSt = ySt∙P = 0.002615 bar pH2 = yH2∙P = 0.005217 bar
Calculul vitezei:
(
r = k1·
p EB−
p St · p H 2 kp
)
=0.3216
[
0.09755−
EB h kg catalizator kmol
0.002615 · 0.005217 = 0.03137 0.7435 ·¿
]
Calculul lungimii tronsonului: F·∆ x e 1 · 4
∆ z1 =
2
r · ρcat · π · Di
=
157.215 · 0.05· 4 =¿ 2 0.03137 ·1400 · π · 3.8
Zona II xi,2 = xe,1= 0.05 xe,2 = xi,2 + ∆ x = 0.05 + 0.05= 0.1 Ti,2 = Te,1 = 911.309 K Te,2 calc = Ti,1-
F· ∑ Δ H i · Δ xi
∑ n i · c pi
Presupunem: Te,2 = Ti,2 - ∆ T 2 = 911.309 - 6.5 = 904.809 K T i ,2 +T e ,2 2
=
xre2 = ( C t−x e 2 ) ·
CS 100
Tm,2 =
911.309+904.809 2
= 908.059 K
η2=98.9 Ct =
x e2 0.1 = =0.101 η2 0.989
17
0.01578 [m]
xre1 1 = ( 0.101−0.1 ) · xre1 2=
( 0.101−0.1 ) ·
xre1 3= ( 0.101−0.1 ) ·
20 =¿ 0.000222 100 40 =0.000444 100 40 =¿ 100
0.000444
Entalpia reacției principale și celor secundare
18
Δ H r (kcal/kmol)
Reac. R. princ.
29778.41
Rs1
24281.34
Rs2
198431.26
Comp.
Rs3 cpi , kcal/kmol·K
EB
71.85
St
ni, kmol/h -15624.39727 cpi·ni , kcal/h·K 149.311
10727.868
65.47
8.046
526.716
H2
7.17
8.208984744
58.867
B
48.29
0.315
15.200
T
59.72
0.226
13.496
C2H4
21.62
0.009
0.197
CH4
16.21
0.016954588
0.275
CO2
12.57
0.139114569
1.749
H2O
9.60
2508.790
24076.781
Total 35421.150 ∑ ΔHr 2= ΔHR 2,1· x 2+ ΔHS 2,1· Δxs 2,1+ ΔHS 2,2· Δxs 2,2+ ΔHS 2,3 · Δxs 2,3 =1554.088677 kcal/kmol Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
Verificarea temperaturii: Te,2 calc = Ti,2-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 904.758 K
Te,2 pres – Te,2 calc =904.809 - 904.758 = 0.051 < 0.5
Presupunerea este corectă.
19
Bilanțul material pe Zona II Comp. EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
141.319
0.05895
0.05266
0.05580
0.185
15.906
6.93328 −5 ·10
0.00593
0.00300
0
17.120
0
0.00638
0.00319
0.306
0.341
0.00011
0.00013
0.00012
0.209
0.279
7.8376 ·10−5
0.00010
9.11657 ·10−5 6.51594 ·10−6
0
0.035
0
1.30319 −5 ·10
0
0.070
0
0
0
0
0.560
0
0.00021
0.00010
2509.068
2507.949
0.94079
0.93455
0.93767
2666.983
2683.579
1.00
1.00
-
lg k1= 4.1−
4770 4770 =4.1− =−1.1721 Tm 908.059
lg kp= 6.8−
6467 6467 =6.8− =−0.3477 Tm 908.059
k 1=0.3097
k p =0.7062 P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.0948 bar PSt = ySt∙P = 0.00509 bar pH2 = yH2∙P = 0.00542 bar 20
Calculul vitezei:
(
r = k1·
p EB−
p St · p H 2 0.00509· 0.00542 =0.3097 ·(0.0948− ) = 0.0293 kp 0.7062
)
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z2 =
F·∆ x e 2 · 4 2
r · ρcat · π · Di
=
157.215 · 0.1· 4 0.0293· 1400 · π ·3.8 2
= 0.0337 [m]
Zona III xi,3 = xe,2 = 0.1 xe,3 = xi,3 + ∆ x = 0.1+ 0.05 = 0.15 Ti,3 = Te,2= 904.758 K Presupunem: Te,3 = Ti,3 - ∆ T 3 = 904.758 - 6.9 = 897.858 K Tm,3 =
T i ,3 +T e ,3 2
= 901.308 K
η3=97.2 Ct =
x e3 =0.154 η3
xre1 1= ( 0.154−0.15 ) · xrel 2=
[
EB h kg catalizator
( 0.154−0.15 ) ·
xre1 3= ( 0.154−0.15 ) ·
20 =¿ 0.000864 100 40 =0.00172 100 40 =¿ 0.00172 100
Entalpia reacției principale și celor secundare Δ H r (kcal/kmol)
Reac. R. princ.
29772.89
Rs1
24294.36
Rs2
198016.36 -15603.31851
Rs3 21
kmol
]
Comp. EB
cpi , kcal/kmol·K 71.6072
ni, kmol/h 141.319
cpi·ni , kcal/h·K 10119.445
65.2578
15.906
1038.019
7.1673
17.1204
122.707
48.1307
0.341
16.393
59.5129
0.279
16.602
21.55
0.035
0.754
16.14
0.0699
1.129
12.54
0.5595
7.019
9.58
2507.949
24025.008
-
35347.075
St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
kcal
∑ ∆ H r · ∆ x=1738.362 kmol
Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
22
Verificarea temperaturii: Te,3 calc = Ti,3-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 897.808 K
Te,3 pres – Te,3 calc = 897.858 -897.808 = 0.050 < 0.5
Presupunerea este corectă.
23
Bilanțul material pe Zona III Component EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
132.954
0.058948
0.049352
0.054150
0.185
23.767
0.008822
0.004445
0
29.0168
0
0.010771
0.005385
0.306
0.441
0.00011
0.000163
0.000139
0.209
0.481
0.000178
0.000128 2.52166 −5 ·10
6.93328 ·10−5
7.83762 ·10−5
0
0.1358
0
5.04332 −5 ·10
0
0.2717
0
0
0
0
2.1738
0
0.000806
0.000403
2509.068
2504.720
0.94078
0.929753
0.935271
2666.983
2693.962
1.00
1.00
-
lg k1= 4.1−
4770 =−1.21294 Tm
lg kp= 6.8−
6467 =−0.40309 Tm
k 1=0.2973
k p =0.6682 P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.09205 bar PSt = ySt∙P = 0.00755 bar pH2 = yH2∙P = 0.00915 bar
Calculul vitezei: r = 0.2973 ·(0.09205−
0.00755 · 0.00915 ) =0.0273 3 0.6682
24
[
EB h kg catalizator kmol
]
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z 3=
157.215 · 0.15· 4 0.02733 ·1400 · π · 3.82
= 0.05435 [m]
Zona IV xi,4 = xe,3 = 0.15 xe,4 = xi,4 + ∆ x = 0.15 + 0.05= 0.2 Ti,4 = Te,3 = 897.808 K Presupunem: Te,4 = Ti,4 - ∆ T 4 = 897.808 – 7.1 =890.708 K Tm,4 =
T i , 4 +T e , 4 2
= 894.258 K
η4 =95.5
Ct =
x e4 =0.209 η4
xrel 1 = ( 0.209−0.2 ) ·
20 =¿ 0.0018 100
( 0.209−0.2 ) ·
40 =¿ 0.0037 100
xre1 3 = ( 0.209−0.2 ) ·
40 =¿ 0.0037 100
xre1 2 =
Entalpia reacției principale și celor secundare Δ H r (kcal/kmol)
Reac. R. princ.
29766.89
Rs1
24307.93
Rs2
197587.03
Rs3
-15581.05707
kcal
∑ ∆ H r · ∆ x=1844.671 kmol 25
Comp. EB
cpi , kcal/kmol·K 71.3472
ni, kmol/h 132.954
cpi·ni , kcal/h·K 9485.868
65.0341
23.767
1545.679
7.1633
29.01689275
207.858
47.9564
0.441
21.172
59.2903
0.481
28.504
21.47
0.136
2.917
16.06
0.271730099
4.365
12.52
2.173840795
27.208
9.56
2504.720
23947.692
-
-
35271.263
St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
Verificarea temperaturii:
Te,4 calc = Ti,4-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 890.704 K
Te,4 pres – Te,4 calc = 890.708 -890.704 = 0.004 < 0.5
Presupunerea este corectă.
26
Bilanțul material pe Zona IV Comp. EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
124.291
0.05894
0.04593
0.05244
0.185
31.628
6.93328 ·10−5
0.01168
0.00587
0
43.295
0
0.01600
0.00800
0.306
0.602
0.00011
0.00022
0.00016
0.209
0.802
7.83762 −5 ·10
0.00029
0.00018
0
0.296
0
0.00010
5.47561 ·10−5
0
0.592
0
0
0
0
4.741
0
0.00175
0.00087
2509.068
2499.586
0.94078
0.92377
0.93228
2666.983
2705.834
1.00
1.00
-
lg k1 = 4.1−
4770 =−1.2500 Tm
lg kp= 6.8−
6467 =−0.4533 T
k 1=0.2865
k p =0.6354 P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.0891 bar PSt = ySt∙P = 0.0099 bar pH2 = yH2∙P = 0.0136 bar
Calculul vitezei: 27
(
r ¿ 0.2865 · 0.0891−
0.0099 ·0.0136 0.6354
)
= 0.02548
[
EB h kg catalizator kmol
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z4 =
157.215 · 0.2· 4 = 0.07043 [m] 0.02548 · 1400· π 3.82
Zona V xi,5 = xe,4 = 0.2 xe,5 = xi,5 + ∆ x = 0.2 + 0.05 = 0.25 Ti,5 = Te,4 = 890.704 K Presupunem: Te,5 = Ti,5 - ∆ T 5 = 890.704- 7.2 = 883.504 K Tm,5=
T i ,5 +T e ,5 2
= 887.104 K
η5=93.75
Ct =
x e5 =0.266 η5
xre1 1=
( 0.266−0.25 )∗20 =¿ 0.0033 100
xre1 2=
( 0.266−0.25 ) ·
40 =¿ 0.0066 100
xre1 3= ( 0.266−0.25 ) ·
40 =¿ 0.0066 100
Entalpia reacției principale și celor secundare Δ H r (kcal/kmol)
Reac. R. princ.
29761.36
Rs1
24319.97
Rs2
197208.52
Rs3
-15561.04678 28
]
Comp. EB
cpi , kcal/kmol·K 71.0779
ni, kmol/h 124.291
cpi·ni , kcal/h·K 8834.313
64.8023
31.628
2049.565
7.1593
43.2959
309.970
47.7758
0.602
28.759
59.0596
0.802
47.346
21.38
0.296
6.336
15.98
0.5926
9.473
12.49
4.7411
59.202
9.54
2499.586
23851.195
-
-
35196.159
St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
kcal
∑ ∆ H r · ∆ x=2049.5347 kmol
Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
Verificarea temperaturii: Te,5 calc = Ti,5-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 883.467 K
Te,5 pres – Te,5 calc = 883.504-883.467 = 0.037 < 0.5
29
Presupunerea este corectă.
Bilanțul material pe Zona V Comp. EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
115.291
0.05894
0.04239
0.05067
0.185
39.489
6.93328 −5 ·10
0.01452
0.00729
0
60.265
0
0.02216
0.01108
0.306
0.830
0.00011
0.00030
0.00020
1.257
7.83762 ·10−5
0.00046
0.00027
0.209 0
0.524
0
0.00019
9.63546 −5 ·10
0
1.048
0
0
0
0
8.384
0
0.00308
0.00154
2509.068
2492.298
0.94078
0.91649
0.92864
2666.983
2719.388
1.00
1.00
-
lg k1 = 4.1−
4770 =−1.2937 Tm
k 1=0.2742
30
lg kp = 6.8−
6467 =−0.5126 Tm
k p =0.5988 P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.0861 bar PSt = ySt∙P = 0.0124 bar pH2 = yH2∙P = 0.0188 bar
Calculul vitezei: 0.0124 · 0.0188 r ¿ 0.2742· 0.0861− 0.5988
(
)
= 0.02351
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z 5=
157.215 · 0.25· 4 0.02351· 1400 · π ·3.8 2
= 0.09127 [m]
Zona VI xi,6 = xe,5 = 0.25 xe,6 = xi,6 + ∆ x = 0.25 + 0.05 = 0.3 Ti,6 = Te,5 = 883.467 K Presupunem: Te,6 = Ti,6 - ∆ T 6 = 883.467 - 7.25 = 876.217 K Tm,6 =
T i ,6 +T e ,6 2
= 879.842 K
η6=92 Ct =
x e6 =0.326 η6
xre1 1= ( 0.326−0.3 ) ·
20 =¿ 0.00521 100
( 0.326−0.3 ) ·
40 =¿ 0.01043 100
xre1 3= ( 0.326−0.3 ) ·
40 =¿ 0.01043 100
xre1 2=
[
EB h kg catalizator kmol
31
]
Entalpia reacției principale și celor secundare Comp.
cpi , kcal/kmol·K Reac.
EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O
ni, kmol/h ΔH
r
cpi·ni , kcal/h·K (kcal/kmol) 8162.595
70.799 R. princ. 64.562
115.291
Rs1 7.155
60.265
47.589 Rs2 58.821 Rs3 21.30
0.830
15.90
1.048
16.668
12.46
8.384
104.448
9.52
2492.298
23733.421
-
2719.388
35122.443
Total
39.489
2549.501
29753.90
431.220 24335.57
39.484
1.257 196721.21
73.946
0.524
11.160
-15534.74
kcal
∑ ∆ H r · ∆ x=2216.27 kmol Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
Verificarea temperaturii: Te,6 calc = Ti,6-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 876.192 K
Te,6pres – Te,6 calc = 876.217-876.192 = 0.025 < 0.5
Presupunerea este corectă.
32
Bilanțul material pe Zona VI Component EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
105.949
0.05894
0.03874
0.04884
0.185
47.349
6.93328 −5 ·10
0.01731
0.00869
0
79.974
0
0.02924
0.01462
0.306
1.126
0.00011
0.00041
0.00026
0.209
1.850
7.83762 ·10−5
0.00067
0.00037
0
0.820
0
0.00029
0.00014
0
1.640
0
0
0
0
13.124
0
0.00479
0.00239
2509.068
2482.820
0.94078
0.90791
0.92434
2666.983
2734.654
1.00
1.00
4770 lg k1= 4.1− T =−1.3385 m k 1=0.2622
lg kp= 6.8−
6467 =−05733 Tm
k p =0.5636 P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.08303 bar PSt = ySt∙P = 0.01477 bar 33
pH2 = yH2∙P = 0.02485 bar
Calculul vitezei:
(
r ¿ 0.2622· 0.08303−
0.01477 · 0.02485 0.5636
)
= 0.0216
[
EB h kg catalizator kmol
]
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z 6=
157.215 · 0.3 · 4 = 0.11363 [m] 0.0216 ·1400 · π · 3.82
Zona VII xi,7 = xe,6 = 0.3 xe,7 = xi,7 + ∆ x = 0.3 + 0.05 = 0.35 Ti,7 = Te,6 = 876.192 K Presupunem: Te,7 = Ti,7 - ∆ T 7 = 876.192- 7.6 = 868.592 K Tm,7 =
T i ,7 +T e ,7 2
= 872.392 K
η7=89.85 Ct =
x e7 =0.3895 η7
xre1 1 = ( 0.3895−0.35 ) ·
20 =¿ 0.0079 100
( 0.3895−0.35 ) ·
40 =¿ 0.0158 100
xre1 3 = ( 0.3895−0.35 ) ·
40 =¿ 0.0158 100
xre1 2 =
Entalpia reacției celor secundare
Δ H r (kcal/kmol)
Reac. R. princ.
29746.79 Rs1 Rs2
34
24349.80 196279.90
Rs3 -15510.39925
principale și
Compozitie EB
cpi , kcal/kmol·K 70.5164
ni, kmol/h 105.949
cpi·ni , kcal/h·K 7471.174
64.3184
47.349
3045.446
7.1513
79.9747252
571.919
47.3987
1.126
53.365
58.5786
1.850
108.343
21.21
0.820
17.396
15.82
1.640507184
25.955
12.43
13.12405747
163.086
9.50
2482.820
23594.762
2734.654
35051.446
St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
kcal
∑ ∆ H r · ∆ x=2525.4703 kmol
Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
Verificarea temperaturii: Te,7 calc = Ti,7-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 868.558 K
Te,7pres – Te, calc = 868.592-868.558 = 0.034 < 0.5
Presupunerea este corectă. 35
Bilanțul material pe Zona VII Comp. EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
95.974
0.05894
0.03486
0.046904
0.185
55.210
6.93328 −5 ·10
0.02005
0.010061
0
104.753
0
0.03804
0.019024
0.306
1.549
0.00011
0.00056
0.000338
0.209
2.695
7.83762 −5 ·10
0.00097
0.000528
0
1.243
0
0.00045
0.000225
0
2.486
0
0
0
0
19.891
0
0.00722
0.003612
2509.068
2469.285
0.94078
0.89691
0.918851
2666.983
2753.088
1.00
1.00
-
lg k1 = 4.1−
4770 =−1.3862 Tm
lg kp = 6.8−
6467 =−0.6380 Tm
k 1=0.25001
k p =0.52831 P = 1,7 bar 36
PEB = yEB∙P = 0.0797 bar PSt = ySt∙P = 0.0171 bar pH2 = yH2∙P = 0.0323 bar
Calculul vitezei:
(
r ¿ 0.25001· 0.0797−
0.0171 ·0.0323 0.52831
)
= 0.01967
[
EB h kg catalizator kmol
]
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z 7=
157.215 · 0.35 · 4 0.01967 ·1400 · π · 3.82
= 0.13642 [m]
Zona VIII xi,8 = xe,7 = 0.35 xe,8 = xi,8 + ∆ x = 0.035+0.04 = 0.39 Ti,8 = Te,7 = 868.558 K Presupunem: Te,7 = Ti,7 - ∆ T 7 = 868.558-2 = 866.558 K Tm,8=
T i ,8 +T e ,8 = 867.558 K 2
η8=91.57 Ct =
x e8 =0.4259 η8
xre1 1= ( 0.4259−0.39 ) ·
20 =0.00718 100
( 0.4259−0.39 ) ·
40 =0.01436 100
xre1 3= ( 0.4259−0.39 ) ·
40 =0.01436 100
xre1 2=
Entalpia reacției celor secundare
Δ H r (kcal/kmol)
Reac. R. princ. Rs1 Rs2 Rs3
29742.04 37
24359.01 195995.73 -15494.45
principale și
Comp. EB
cpi , kcal/kmol·K 70.2148
ni, kmol/h 95.974
cpi·ni , kcal/h·K 6738.794
64.058
55.210
3536.673
7.147
104.753
748.677
47.195
1.549
73.098
58.320
2.695
157.198
21.115
1.243
26.250
15.735
2.486
39.124
12.394
19.891
246.537
9.483
2469.285
23415.540
-
-
34981.891
St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
kcal
∑ ∆ H r · ∆ x=909.567 kmol
Calculul capacității calorice medii a amestecului de reacție
Verificarea temperaturii: Te,8 calc = Ti,8-
F· ∑ Δ H i · Δx i
∑ ni · c pi
= 866.063 K
Te,8pres – Te, calc= 866.558-866.063 = 0.495 < 0.5
Presupunerea este corectă.
38
Bilanțul material pe Zona VIII Comp. EB St H2 B T C2H4 CH4 CO2 H2O Total
ni, kmol/h
ne, kmol/h
yi
ye
y
157.215
90.26
0.05895
0.03274
0.04585
0.185
61.50
0.00007
0.02231
0.01119
0
106.47
0
0.03863
0.01931
0.306
1.43
0.00011
0.00052
0.00032
0.209
2.47
0.00008
0.00089
0.00049
0
1.13
0
0.00041
0.00020
0
2.26
0
0
0
0
18.06
0
0.00655
0.00328
2509.068
2472.94
0.94079
0.89712
0.91896
2666.983
2756.52
1
1
-
lg k1 = 4.1−
4770 =−1.4076 Tm
k 1=0.2447 lg kp = 6.8−
6467 =−0.6671 Tm
k p =0.5131
P = 1,7 bar PEB = yEB∙P = 0.0779 bar 39
PSt = ySt∙P = 0.0190 bar pH2 = yH2∙P = 0.0328 bar
Calculul vitezei: 0.0190 · 0.0328 r ¿ 0.2447 · 0.0779− 0.5131
(
)
[
= 0.0187
EB h kg catalizator kmol
]
Calculul lungimii tronsonului: ∆ z 8=
157.215· 0.39 · 4 = 0.1679 [m] 0.0187 · 1400· π · 3.82
În următorul tabel este prezentat bilanțul material pe reactorul de dehidrogenare, după calculele pe cele 8 zone de reacție.
Bilant material pe reactor Comp.
Mi
Intrare
Ieșire
Gi, kg/h
Mi, kmol/h
%mol
Gi, kg/h
Mi, kmol/h
% mol
EB
106
16664.819
157.215
5.8949
9567.21
90.26
3.2743
B
78
23.839
0.306
0.0115
111.89
1.43
0.0520
T
92
19.231
0.209
0.0078
226.95
2.47
0.0895
St
104
19.231
0.185
0.0069
6395.88
61.50
2.2310
C2H4
28
-
-
-
31.61
1.13
0.0410
CH4
16
-
-
-
36.13
2.26
0.0819
CO2
44
-
-
-
794.76
18.06
0.6553
H2
2
-
-
-
212.94
106.47
3.8625
Ab
18
45163.221
2509.068
94.0789
44512.96
2472.94
89.7125
61890.34
2666.983
100.00
61890.34
2756.52
100.00
Total
40
CAPITOLUL III CALCULUL CĂDERILOR DE PRESIUNE Lungimea stratului catalitic: Lstr catalitic =∑ ∆ z i , m Lstr .cat .=0 ,01578+ 0,0337+0,05435+0,07043+ 0,09127+0,11363+ 0,13642+ 0,1679=0,6834 m Diametru granulă de catalizator, Dgr = 2.5 mm Lungime granulă de catalizator, Lgr = 10 mm Fracție volum ocupat, ε = 0.35 m3/m3
T1 = 918 K T2 = Te, zona 8 = 866,063 K Vâscozitatea dinamică: μ = 2,4∙ 10-5 kg∙m/s Diametru echivalent granulă de catalizator: d eg =
2 · D gr · L gr =0.004 m D gr + Lgr
M i ,intr · R·T 1 2666,983 · 0,083 ·918 m3 Vi = P · 3600 = = 33.204 1,7 · 3600 s M i ,iesire · R·T 2 2756,52 · 0,083· 866,063 m3 Ve = = = 32.377 1,7 · 3600 P·3600 s 3 V i +V e Vm = 2 = 32,790 ms
41
Viteza fictivă medie a gazelor
ωf =
Vm 2
π · Di 4
2
180 ·(1−ε ) · μ· ω f · Lcataliz Δpcalc = 3 2 ε · d eg
=
=
32,790 m =2,893 2 s π · 0,025 4
180 · ( 1−0,35 )2 ·2,4 ·10−5 ·2,893 · 0,6834 =0,0526 0,353 · 0,004 2
bar
Concluzii În urma calculului pe cele 8 zone de reacție ale reactorului de dehidrogenare, s-a observat o creștere a lungimii tronsonului de la ∆ z 1=0,0157 la ∆ z 7=0,1679 . Pentru că reactorul este operat adiabatic are loc o cădere de presiune între temperatura de intrare și cea de ieșire în fiecare zonă. Această variație a temperaturii. De asemenea, la finalul calculului s-a observat o variație a randamentului de la 99,45% în zona I până la 91,57 % în zona VIII, pe când conversia utilă crește de-a lungul tronsoanelor.
42
Bibliografie 1. Suciu, G.C.,Ghejan,I.,Ionescu,S.F.,Opris,I., INGINERIA HIDROCARBURILOR, VOL.5, Editura Tehnica, Bucuresti, 1999.
PRELUCRARII
2. Soare, S, PROCESE HIDRODINAMICE, Editura Didactica si Pedagogica, Bucuresti, 1979. 3. Somoghi, V., PROPRIETATI FIZICE UTILIZATE IN CALCULE TERMICE SI FLUIDODINAMICE, U.P.G., Ploiesti, 1997. 4. Movileanu, D., SUPORT CURS PETROCHIMIE 2.
43
44