UNIVERSITATEA PETROL ŞI GAZE PLOIEŞTI

FACULTATEA DE TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIE

INGINERIA ŞI PROTECŢIA MEDIULUI ÎN INDUSTRIE

PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A UNEI INSTALAŢII DE HIDROFINARE A UNUI AMESTEC DE BENZINE DE DA ŞI CX

Coordonator:Student

GHIŢĂ DANAMihaila Eva Cristina

Anul IV, Grupa 3165

Ploieşti 2015

CUPRINS

Aspecte teoretice privind procesul de hidrofinare..................................................................................5

1.Generalităţi..........................................................................................................................................5

2.Scopul procesului.................................................................................................................................5

3.Materii prime.......................................................................................................................................6

4.Factori care influenţează procesul de hidrofinare................................................................................6

4.1.Catalizatorii.......................................................................................................................................7

4.2.Temperatura.....................................................................................................................................8

4.3.Presiunea..........................................................................................................................................8

4.4.Raportul hidrogen/materie primă....................................................................................................9

4.5.Viteza volumară................................................................................................................................9

1.1.Schema instalaţiei...........................................................................................................................12

Dimensionarea tehnologică a reactorului ............................................................................................18

1.Elaborarea modelului matematic......................................................................................................18

2.Determinarea parametrilor modelului matematic.............................................................................20

3.Soluţionarea modelului matematic...................................................................................................23

4.Estimarea sarcinilor termice ale schimbătoarelor de căldură............................................................42

4.1.Calcului înălţimii şi a diametrului reacţorului de hidrofinare..........................................................47

Bibliografie...........................................................................................................................................49

Aspecte teoretice privind procesul de hidrofinare

.1. Generalităţi

Hidrofinarea este procesul catalitic de rafinare a fracţiunilor petroliere cu hidrogen pentru îndepartarea compuşilor cu sulf, oxigen şi azot prin conversia acestora în hidrogen sulfurat, apă şi amoniac, cu redistribuirea hidrocarburilor formate.

Hidrofinarea a apărut din necesitatea desulfurării distilatelor atmosferice pentru a respecta normele impuse produselor finale sau, în cazul benzinelor, pentru a le face apte pentru alimentarea reformării catalitice ce folosea catalizatori pe bază de platină. Ulterior s-a acordat atenţie şi eliminării azotului, care diminua stabilitatea la oxidare a produselor.

Aplicarea hidrogenării catalitice în industria de prelucrare a ţiţeiului a fost stimulată de sursele de hidrogen disponibile în reformări prin dezvoltarea procesului de reformare catalitică, precum şi de experienţa acumulată în exploatarea instalaţiilor de hidrogenare a cărbunelui.

Procesele de hidrogenare au evoluat foarte rapid şi s-au dezoltat în domenii variate ale industriei de prelucrare, de la rafinarea fracţiunilor petroliere cu hidrogen, sub denumirea de hidrofinare, până la hidrogenarea distructivă, sub denumirea de hidrocracare.

În mare măsură, extinderea hidrofinării a fost determinată de necesitatea reducerii conţinutului de sulf în produsele petroliere şi în combustibilii de motor, pentru a micşora astfel efectele corozive, iar în cazul benzinelor, pentru a mări concomitent susceptibilitatea la etilare. Creşterea pe plan mondial a ponderii ţiţeiurilor sulfuroase din totalul de ţiţei extras şi exigenţele calitative din ce în ce mai severe impuse combustibililor de motor au accentuat necesitatea folosirii hidrofinării, singurul procedeu industrial capabil să elimine, până la limitele practic necesare, toţi componenţii cu sulf, indiferent de natura lor. O atenţie deosebită a fost acordată uleiurilor şi eliminării prin hidrofinare a compuşilor cu azot, dovedită necesară mai ales din cauza acţiunii lor dăunătoare asupra stabilităţii produselor. Denumirile de hidrodesulfurare şi hidrodenitrificare folosite uneori în literatura de specialitate, în locul celei de hidrofinare, sunt justificate în cazurile în care scopul principal al procesului este reducerea conţinutului de sulf sau azot.

În cele mai multe cazuri, hidrofinarea benzinelor urmăreşte utilizarea lor pentru alimentarea reformării catalitice. Hidrofinarea acestora este aplicată pentru îndepărtarea compuşilor cu sulf, azot şi oxigen şi pentru îndepărtarea metalelor contaminante, prohibitive pentru catalizatori de reformare. În afara limitelor de distilare impuse, benzinele trebuie să satisfacă următoarele condiţii de puritate:

Tabelul nr. 1

Sulf Azot Alchene Oxigen

<1 ppm <0,5 ppm <0,5% volum <5 ppm

Extinderea bazei de materii prime pentru reformare a necesitat utilizarea, pe lângă benzinele primare, şi a benzinelor provenite din procese distructive. Din acest motiv, pe lângă scopul principal (desulfurarea, denitrificarea şi deoxigenarea), a apărut şi necesitatea hidrogenării olefinelor conţinute.

În cazul benzinelor primare, atingerea obiectivelor menţionate anterior poate fi realizată folosind o singură treaptă de hidrofinare şi fără a recurge la fluxuri de hidrogen pentru răcirea reactorului.

În cazul în care se prevede folosirea în reformare catalitică şi a benzinelor rezultate din procesele de cracare, atingerea performanţelor menţionate este mult mai dificilă, atât din cauza unui conţinut mare de alchene, cât şi a unei stabilităţi mult mai ridicate a componenţilor cu sulf şi azot.

Dacă benzinele cracate urmează să alimenteze reformarea catalitică fără a fi, în prealabil, amestecate cu benzine primare, este necesar de a se folosi un reactor prevăzut cu injecţii de hidrogen de răcire. Pentru a se atinge puritatea finală impusă, în cele mai multe cazuri devine necesar un al doilea reactor pentru perfectarea desulfurării şi denitrificării.

În cazul în care benzinele nu sunt destinate reformării catalitice, cele primare se pot hidrofina folosind o singură treaptă de reacţie, fără injecţie de hidrogen de răcire. Dacă cele cracate urmează a fi utilizate drept componenţi ai benzinelor finite, nu se recurge la o hidrogenare completă a alchenelor, ceea ce ar reduce sensibil cifra octanică, ci la o hidrogenare selectivă a dienelor şi a alchenelor celor mai reactive.

.2. Scopul procesului

Hidrofinarea a fost aplicată ca un proces de bază pentru îndepărtarea compuşilor cu sulf, oxigen şi apă, prin conversie, transformând aceşti compuşi în H2S, H2O, NH3 cu redistilarea hidrocarburilor formate. Hidrogenarea concomitentă a hidrocarburilor olefinice şi îndepărtarea metalelor conţinute completează acţiunea hidrofinării, făcând din acest procedeu, prin randamentul său ridicat si flexibilitatea sa, un procedeu de bază pentru rafinarea tuturor fracţiunilor petroliere. Creşterea exigenţelor calitative privind conţinutul de sulf şi azot în distilatele grele şi cele de vid a condus la situaţia în care legăturilor C-S şi C-N accesibile, asigurată de hidrofinarea clasică din anii ’70 să nu mai fie suficientă. În plus, a intervenit necesitatea îndepărtării Ni si V conţinuţi în straturi ciclice mai complexe, în special pentru a putea supune distilatele grele de vid cracării catalitice.

Aplicarea hidrofinării în industria de prelucrare a ţiţeiului a fost stimulata de sursele de hidrogen disponibile în rafinării prin dezvoltarea procesului de reformare catalitică. Se supun hidrofinării o gama largă de produse petroliere: benzine de la distilarea atmosferică, benzine rezultate din procese distructive, motorine de diverse provenienţe, distilate grele,uleiuri lubrifiante, parafine, cerezine, ţiţei şi reziduuri.

Scopul procesului de hidrofinare este pe de o parte de a ameliora caracteristicile produselor finite astfel încât acestea să fie în conformitate cu normele de poluare existente şi pe de altă parte de a furniza materii prime proceselor de izomerizare, reformare, cracare catalitică şi hidrocracare.

Prin hidrofinarea fracţiunilor petroliere se imbunatatesc: culoarea, mirosul, scade conţinutul de gume si creşte stabilitatea la depozitarea acestora.

.3. Materii prime

Aplicarea hidrofinării în industria de prelucrare a ţiţeiului a fost stimulată de sursele de hidrogen disponibile în rafinării prin dezvoltarea procesului de reformare catalitică. Se supun hidrofinării o gamă largă de produse petroliere : benzine de la distilarea atmosferică, benzine rezultate din procese distructive, motorine de diverse provenienţe, distilate grele, uleiuri lubrifiante, parafine, cerezine, ţiţei şi reziduuri.

Scopul procesului de hidrofinare este pe de o parte, de a ameliora caracteristicile produselor finite astfel încât acestea să fie în conformitate cu normele de poluare existente şi pe de altă parte, de a furniza materii prime proceselor de izomerizare, reformare, cracare cataliticăşi hidrocracare.

Procesele de tratare cu hidrogen, aplicate în rafinarii , pot fi grupate în doua mari categorii:

procese de hidrotratare : în care reacţiile principale sunt reacţiile de hidrogenare a alchenelor şi a aromaticelor, de hidrogenoliză a compuşilor cu grupări funcţionale conţinând sulf, azot, oxigen, metale precum şi reacţii de hidroizomerizare;

procesele de hidrocracare: în care reacţiile principale sunt reacţiile de disproporţionare, pe catalizatori bifuncţionali, având drept rezultat modificarea sensibilă a masei moleculare a fracţiunilor obţinute.

Hidrotratarea se aplică unei game foarte largi de fracţiuni petroliere : benzine, petroluri, motorine, uleiuri, parafine, cerezine, reziduuri şi ţiţeiuri.

Hidrotratarea benzinelor se realizează în următoarele variante de proces:

hidrotratarea benzinelor utilizate drept componenti pentru benzinele comerciale – cu reducerea conţinutului compuşilor cu sulf;

hidrotratarea benzinelor folosite ca materii prime în procesul de reformare catalitică - reducerea conţinutului de hidrocarburi nesaturate şi a compuşilor cu sulf, azot oxigen, arsen, plumb;

hidrogenarea benzinelor de piroliză – hidrogenarea hidrocarburilor aciclice nesaturate;

hidrogenarea petrolurilor – reducerea conţinutului de sulf, azot şi hidrocarburilor aromatice;

hidrogenarea motorinelor – reducerea conţinutului de sulf, reducerea hidrocarburilor nesaturate;

hidrogenarea uleiurilor – procesele de hidrotratare folosite la fabricarea aproape a tuturor sorturilor de uleiuri;

hidrotratarea reziduurilor – în scopul obţinerii unor combustibili de focar cu conţinut mic de sulf, azot şi metale.

.4. Factori care influenţează procesul de hidrofinare

Procesul de hidrofinare este influentat de următorii factori:

materia prima;

catalizatorii;

temperatura;

presiunea;

raportul hidrogen/materie primă;

viteza volumară.

.4.1. Catalizatorii

În procesele de hidrofinare şi de hidrocracare se folosesc catalizatori monofuncţionali sulfuri sau oxizi metalici. O excepţie o poate constitui treapta a II-a a proceselor de hidrotratare, care poate folosi metale, uneori chiar metale nobile depuse pe AlO .

Catalizatorul utilizat diferă după natura procesului: hidrofinare sau hidrotratare, după natura materiei prime reziduale sau distilate şi după elementul sau elementele a căror îndepărtare este urmărită cu predilecţie (sulf sau azot la hidrofinarea disilatelor, sulf sau nichel-vanadiu în cazul reziduurilor).

Când în cazul hidrofinării obiectivul principal este desulfurarea, se folosesc de cele mai multe ori catalizatori de Co-Mo depus pe alumină. Metalele se depun pe suport sub formă de oxid, folosind în acest scop săruri solubile de cobalt şi de molibden. În cursul procesului, oxizii se transformă în sulfuri sau oxi-sulfuri (cu rapoarte uneori nestoechiometrice între oxigen şi sulf), legăturile molibden-sulf fiind cele catalitic active.

Pentru a grăbi acest proces şi a scurta timpul necesar pentru a se ajunge, după regenerare, la o activitate performantă a catalizatorului, s-au propus şi sunt utilizate metode de sulfurare a catalizatorului

Raportul atomic între Co şi Mo este în jur de 0,3, cobaltul având, de fapt, rolul de promotor, iar cantitatea totală de metale depuse pe suport variază între limitele 8-13%.

Un efect favorabil îl are un al doilea element de promotare, în general nichel sau fier. Se ajunge, astfel. la catalizatori dublu-promotati: Co: Ni: Mo sau Co: Fe: Mo, având rapoartele atomice de aproximativ 0,3: 0,2: 1,0.

Suprafeţele specifice ale catalizatorilor de hidrofinare se situează, în general, între limitele 200-300 m /g, iar densitatea de volum între 480-800 Kg/m .

În cazul când obiectivul principal al hirofinării este denitrificarea, ceea ce are loc mai ales când se urmăreşte o stabilitate la oxidare mai bună a produsului (de exemplu, uleiuri lubrifiante), se utilizează catalizatori de Ni-Mo, activitatea celor de Co-Mo nefiind suficientă.

Conţinutul de metale în cazul acestor catalizatori este de 10-14% Mo şi 2-4% Ni.

Catalizatorii de Ni-Mo au, în plus, o activitate hidrogenantă suficientă pentru a asigura saturarea alchenelor conţinute în produsele rezultate din procesele de cracare termică, alegerea acestor catalizatori poate fi deci determinată şi de includerea în alimentare a produselor de cracare.

În procesul de hidrotratare, hidrogenarea parţială a hidrocarburilor aromatice necesită o activitate hidrogenantă mai puternică a catalizatorului, cea a catalizatorului de Ni-Mo putându-se dovedi insuficientă. În asemenea cazuri, se recurge la catalizatori de NiW.

Spre deosebire de catalizatorii de Ni-Mo, cei de Ni-W sunt sensibili la sulf, activitatea lor hidrogenantă diminuând sensibil la depaşirea unor anumite limite, de altfel destul de reduse, privind conţinutul de sulf. Această situaţie poate fi ilustrată prin activitatea catalitică relativă a celor doi catalizatori la hidrotatarea unor materii prime cu un conţinut de sulf sensibil diferit (activitatea din tabel reprezintă constanta relativă de viteză, considerând reacţia de hidrogenare de ordinul I).

Tabel nr. 2

Sulf în alimentare,

% greutate1,7 0,14

Catalizator Ni-Mo 100 100

Catalizator Ni-W 90 225

Din aceste date rezultă că la un conţinut redus de sulf de 0,14%, catalizatorul de Ni-W este de peste două ori mai activ în reacţii de hidrotratare a hidrocarburilor aromatice, devenind mai puţin activ decât Ni-Mo la un conţinut de sulf în materia primă mai ridicat (1,7%).

Pentru aceste motive, la hidrotratarea motorinelor, se recurge de multe ori la sisteme cu două trepte de reacţie , prima asigurând desulfurarea pe un catalizator Ni-Mo sau Co-Mo , iar a doua o hidrogenare parţială a hidrocarburilor aromatice pe un catalizator Ni-W sau Pt/alumină, cu eliminarea H S între trepte. Catalizatorii de Ni-Mo şi Co-Mo elimină de asemenea oxigenul, ceea ce conduce la o ameliorare sensibilă a culorii produselor.

Hidrofinarea şi, mai ales, hidrotratarea materiilor prime reziduale ridică probleme majore privind difuzia componenţilor conţinuţi şi, mai ales. a asfaltenelor spre partea centrală a particulelor de catalizator.

Pentru asemenea materii prime sunt utilizaţi, de preferinţă, catalizatori de Co-Mo şi Ni-Mo pe suport de alumină poroasă având o suprafaţă specifică de 200 −300 m / g. Ambele tipuri de catalizatori promovează atât desulfurarea cât şi demetalizarea, raportul între cele două acţiuni fiind în funcţie de dimensiunea porilor, porii mari favorizând îndepărtarea vanadiului şi a nichelului, iar porii mici desulfurarea. Pentru a uşura difuzia componenţilor de masă moleculară mare, cum sunt cei ce conţin metale, se recurge la realizarea acestora sub o formă aciculară, similară cojilor de castane sau de arici. O asemenea formă asigură o mai bună utilizare a suprafeţei interne pentru demetalizare, eliminându-se, în mare masură, distibuţiile inegale pe adâncime, specifice granulelor sferice de catalizator.

.4.2. Temperatura

La temperaturi moderate este termodinamic posibilă hidrogenarea hidrocarburilor nesaturate şi hidrogenoliza compuşilor oxigen, sulf, azot, organo-metalici.

Creşterea temperaturii duce la mărirea vitezei reacţiilor de hidrogenare şi hidrogenoliza, datorită creşterii energiilor de activare.

Creşterea temperaturii cu 22℃ are ca efect o dublare a vitezei reacţiilor de hidrodesulfurare în timp ce pentru dublarea vitezei reacţiilor de denitrificare este necesara o creştere a temperaturii cu 32℃.

Odată cu creşterea temperaturii are loc şi o accentuare a reacţiilor de hidrocracare (400 − 420℃ ) care pot duce la micşorarea randamentului produsului principal şi sunt însoţite de depuneri de cocs pe catalizator.

Temperatura afectează nu numai viteza reacţiilor catalitice de suprafaţă ci şi viteza de difuzie. Industrial procesul se realizeaza la temperaturi de 250 − 400℃.

.4.3. Presiunea

Presiunea influenţează:

echilibrul chimic şi viteza reacţiilor, viteza de difuzie a reacţantilor prin porii catalizatorului şi raportul vapori/lichid la hidrotratarea fracţiunilor grele;

timpul de contact cu catalizatorul precum şi reacţiile secundare care duc la depuneri de cocs pe catalizator afectand activitatea şi durata de funcţionare a catalizatorului.

Mărirea presiunii cu mentţinerea constantă a celorlalte variabile, determină modificarea conversiei datorită creşterii presiunii parţiale a hidrogenului şi a creşterii proportiei de lichid, cu alimentare mixta.

Marirea presiunii parţiale a hidrogenului determina indepartarea mai completa a compuşilor cu oxigen, sulf, azot, o saturare a olefinelor şi a aromaticelor şi o hidrogenare a componentilor care generează depuneri de cocs (răşine şi asfaltene).

Presiunile folosite în procesele de hidrotratare variază în limite largi (30-100 bar) ceea ce explică diversitatea constituenţilor ce urmează a fi hidrogenaţi, vitezele lor diferite de reacţie şi gradul de hidrogenare diferit urmărit.

.4.4. Raportul hidrogen/materie primă

Influenţează presiunea parţială a hidrogenului, echilibrul vapori-lichid şi timpul de şedere în zona de reacţie prin efectul asupra volumului mediu de reacţanti. Duce la o îndepartare mai completă a compuşilor cu sulf, azot, oxigen.

Creşterea reacţiei de hidrogen determina o marire a fracţiei vaporizate şi o creştere a presiunii parţiale a hidrogenului, ambele ducand la creşterea vitezei globale de reacţie determinată şi de creşterea vitezei de difuzie a hidrogenului prin pelicula de lichid.

La determinarea mărimii raţiei de circulaţie a hidrogenului intervine şi puritatea lui. Se recomandă utilizarea gazelor cu un conţinut de hidrogen mai mare de 70% şi conţinut de H2S sub 4-5% - la purificarea gazelor de recirculare.

În practica industriala se lucrează cu rapoarte hidrogen/materie primă de ordinul 3 −10 mol /mol respectiv 20 −100 Nm3/m3.

.4.5. Viteza volumară

Viteza volumară, exprimată ca raportul între debitul volumetric de materie primă şi volumul de catalizator este un criteriu de apreciere a influenţei vitezei de alimentare cu materia primă asupra timpului de reacţie.

În zona de reacţie a unui volum mare de hidrogen, materia primă nu este singurul factor care determină timpul de contact între reacţanti şi catalizator.

Industrial se lucrează la viteze de volum de ordinul 0,5 −5h−1.

1.4.REACŢIILE PROCESULUI DE HIDROFINARE

Din punct de vedere termodinamic reacțiile de la hidrofinare  sunt

exoterme  iar efectul termic este cu atȃt mai mare cu cȃt se consumă mai mult

hidrogen.

Din punct de vedere cinetic există diferențe între viteza de reacție de

hidrogenoliza și a reacției de saturare.Viteza de reacție scade în ordinea: diolefine,

monoolefine, compușii cu sulf, compușii cu oxigen, compușii cu azot. Viteza reacției

de desulfurare scade la mercaptani la tiofeni.

Reacții care au loc:

1. Reacții de hidrogenare:

Diolefine

R-CH=CH-CH=CH 2 + H 2 R-CH=CH-CH 2-CH 3

Olefine

R-CH=CH-CH 2-CH 3 + H 2 R-CH 2-CH 2-CH 2-CH 3

2. Reactii dedesulfurare decurg prin ruperea legaturilor C-S cu formare de hidrogen

sulfurat si a unor hidrocarburi saturate.Pentru cateva tipuri representative reactiile sunt:

Mercaptani

R-SH + H 2 R-H + H 2S

Sulfuri

R1-S-R2 + H 2 R1H + R2SH R1SH + R2H

Disulfuri

R2-S-S-R2 + H 2 R1SH + R2-SH + 2H 2

R1H + R2H + 2 H 2S

Tiofeni

CH 2- CH 2- CH 2- CH 2-S + H 2 C4 H 9-SH + H 2

C4 H 10 + H 2S

Sulfuri ciclice

H 2C - C H 2 C4 H 9 – SH

C4 H 10 + H 2 H 2C - C H 2

3. Reacțiile compușilor cu oxigen au loc prin ruperea legăturii C-O, cu generare de apă

și hidrocarburi.Acestea sunt :

Fenoli

Acizi carboxilici

Realizarea industrala a hidrofinarii

Hidrofinarea se realizează în sistem de reacție cu strat fix de catalizator, cu strat

fierbător.Cele mai multe instalații sunt cele cu strat fix sau cu strat fierbator.Circulația

reactanților este în echicurent, majoritatea instalațiilor folosind o circulație descendentă prin

reactor. Datorită vitezelor de circulație diferite ale celor două faze prin stratul de catalizator,

durata de contact între catalizator și partea lichidă a materiei prime este mai mare decat a parți

în vapori, ceea ce favorizează conversi, aparții grele, adică tocmai a aceleia care prezintă

viteze de reacție mai mici. Se utilizează două sau mai multe straturi de catalizator cu

redistribuția straturilor pentru a evita curgerea mecanică, uzura catalizatorului de la bază și

pentru a permite injecția hidrogenului pentru răcire.Ȋntre straturi putem injecta hidrogenul de

răcire pentru a controla profilul de temperatură pe reactor, reacțiile fiind exoterme creșterea

maximă admisă este de 20°C.

Industrial procesul de hidrofinare se poate realiza cu o treaptă respectiv două reacții și

instalațiile cuprind următoarele utilaje principale: cupor, reactor schimbător de caldură,

separatoare de înaltă respectiv de joasă presiune, coloane de fracționare, compresor de

vehiculare a hidrogenului. Procesul se realizează la temperaturi de ordinul 240-400°C

temperatura de lucru fiind determinată de natură materiei prime și scopul urmărit. Presiunile

folosite în procesele de hidrotratare variază în limite largi 30-100bar, raportul

hidrogen/materie primă are valori cuprinse între 20-100 N m³/m³.

Circulația reactanților este în echicurent, majoritatea instalațiilor folosind o

circulație descendentă prin reactor 8. Ȋn cazul în care procesul de hidrotratare se

realizează și hidrogenarea hidrocarburilor nesaturate și eventual, a aromaticelor, se

impune preluarea de caldură din reactor. Aceasta se realizează prin:1-injecție de

hidrogen rece între stratele de catalizator; 2-folosirea a două reactoare cu răcire

intermediară; 3-reactoare cu manta dublă, cu circularea gazelor bogate în

hidrogen prin manta.Separatoarele de faze sunt utilizate sunt utilizate pentru separarea

efluentului zonei de reacție ce se realizează în două trepte.Ȋn separatorul de înaltă

presiune se separă hidrogenul de restul componenților, iar în separator de joasă

presiune se separă fracția petrolieră hidrofinat de gaze. La hidrotratarea oricărei

fracțiuni petroliere se formează și componeți cu temperaturi de fierbere mai joase

decȃt cele corespunzătoare fracției respective.O coloană de fracționare realizează

separarea fracției petroliere de componenți cu temperaturi de fierbere mai coborȃte

decȃt fracția respectivă.Se separă de asemenea hidrocarburi gazoase care nu au fost

îndepărtate în separatorul de joasă presiune, în special hidrogen sulfurat. Purificarea

hidrogenului în funcție de conținutul compușilor cu sulf și azot se poate impune

purificarea hidrogenului de recirculare pentru îndepărtarea hidrogenului sulfurat și a

amoniacului, acestea se realizează prin absorție în soluții de amine.Procesul de

hidrofinare, se realizează izoterm şi la presiune ridicată,în sistem continuu, într-o

instalaţie a carei schemă de principiu este dată în figura de mai jos.Reactorul este un

tub din oțel aliat, rezistent la temperaturi și  presiuni ridicate, precum şi la acţiunea

hidrogenului în condiţiile de reacţie.

Reactorul are un diamentru interior de 24 mm și este umplut cu catalizator de oxid de Co și

Mo pe suport de oxid de aluminiu.Deasupra stratului de catalizator este montat un dispozitiv

de preincălzire în forma de snec creșterea suprafeței de schimb de caldură și distribuția

uniformă a materiei prime în zona de reacție.Reactorul este încalzit de un cuptor electric 6, iar

instalația este prevăzută cu un sistem de reglare automată a temperaturii alcătuit din releu cu

mercur, potenţiometru şi termocuplu.

.1.1. Schema instalaţiei

Capitolul II

2.CURBE CARACTERISTICE MATERIEI PRIME

2.1 Curba PRF

Vol % t (°C)

0 30

5 50

10 63

20 82

30 95

40 106

50 117

60 128

70 140

80 151

90 162

95 171

100 180

Curba % Medii Densitate

d₄²⁰ %vol

0.666 2.5

1.68 7.5

0.6988 15

0.7160 25

0.7300 35

0.7412 45

0.7495 55

0.7578 65

0.7670 75

0.7758 85

0.7828 92.5

0.7875 97.5

Curba % Medii Masă Moleculară

% Vol M

2.5 90

35 108

65 123

97.5 148

Curba VE – Edmister.Okamoto

∆ t 0 −10 %PRF=t10 %PRF− t 0%PRF=(63 −30 )℃=33℃

∆ t 10 −30 %PRF=t 30%PRF − t10 %PRF=( 95− 63 )℃=32℃

∆ t 30 −50 %PRF=t 50%PRF − t30 %PRF=(117 −95 )℃=22℃

∆ t 50 −70 PRF=t70 PRF − t50 PRF=(140−117 )℃=23℃

∆ t 70 −90 PRF=t 90 PRF− t70 PRF=(162−140 )℃=22℃

∆ t 90 −100 PRF=t100 PRF −t 90 PRF=(180− 162 )℃=18℃

t 50%VE=−3,5+t 50 %PRF=−3+117=114℃

t 30%VE=t50 %VE −∆ t 30 −50 %VE=114 −6.9=107.1℃

t 10%VE=t30 %VE −∆ t 10 −30 %VE=107.1 −11.2=95.9℃

t 0 %VE=t 10%VE − ∆ t0 − 10%VE=95.9 −7=88.9℃

t 70%VE=t50 %VE+∆ t 50 −70 %VE=114+7.7=121.7℃

t 90%VE=t70 %VE+∆t 70 −90 %VE=121.7+8.4=130.1℃

t 100%VE=t90 %VE+∆ t 90 −100%VE=130.1+3=133.1℃

%vol t⁰PRF Δt PRF Δt VE t⁰ VE

0 30 88.9

10 63 33 7 95.9

30 95 32 11.2 107.1

50 117 22 6.9 114

70 140 23 7.7 121.7

90 162 22 8.4 130.1

100 180 18 3 133.1

Capitolul III Dimensionarea tehnologică a reactorului

Dehidrofinare

.1. Elaborarea modelului matematic

Reactorul de hidrofinare este un reactor continuu tubular cu un strat fix de catalizator.

Reacţiile care au loc în reactor sunt urmatoarele:

reacţia de desulfurare

reacţia de deazotare

reacţia de hidrogenare

Pentru elaborarea Modelului Matematic trebuie să scriem pentru fiecare reacţie în parte o ecuaţie de Bilanţ Material şi o ecuaţie de Bilanţ Termic.

Ecuaţia de bilanţ generală este urmatoarea:

I = E + C + A

unde:

I – fluxul de materie, energie sau impuls intrat în sistemul de reacţie;

E - fluxul de materie, energie sau impuls ieşit din sistemul de reacţie;

C – masa sau energia consumată ca efect al reacţiei chimice;

A – masa sau caldura acumulată în unitatea de timp.

Deoarece într-un R.C.T. concentraţia, temperatura şi presiunea variază spaţial, pentru a exprima legile de conservare vom folosi un element infinitezimal de volum (dV).

Bilanţ Material:

Gi=Gi+d Gi+(−r i ) dV+0

G=Gi+dGi+(− ri ) dV

ri=d Gi

dV

Gi=Gb ∙Ci

ri=d (Gb ∙C i )

dV

Gb=ct → r=Gb ∙d C i

dV⟹

d Ci

dV=

r i

Gb

X i=Cb −C i

C i0

⇒Ci=Ci0(1− X i )

→d X i

dV=

ri

Ci0∙G b

Bilanţ Termic:

G ∙C p∙ T=G ∙C p (T+dT )+∑j=1

i

∆ H j (−r j ) dV +0

G ∙C p∙ dT=∑j=1

i

∆ H j (− r j ) dV

dTdV

=(− ∆ H S

' ) (− rS )+ (− ∆ HN' ) (−r N )+(− ∆ H H

' ) (− rH )G ∙ Cp

Reacţia de dozareare un efect termic scăzut şi se poate neglija.

⇒dTdV

=(− ∆ H S

' ) ( −r S )+(− ∆ H H' ) (− r H )

G∙ C p

Condiţii iniţiale:

dC s

dV=

rS

G b

dCH

dV=

r H

G b

dCN

dV=

r N

Gb

CS (0 )=CS 0

CN (0 )=CN0

CH (0 )=C H0

T (0 )=T 0

.2. Determinarea parametrilor modelului matematic

Determinarea debitelor de benzină şi gaze

Gb=89 ∙ 10000∙ 1000

8000=111250 kg /h

Gb- debit masic de benzină

ρb=736 kg /m3

Qb=Gb

ρb

=111250736

=151.15 m3 /h

QH 2=a ∙Qb=260 Nm3/h ∙151,15 m3/h=39300m3/h

Q g=QH 2

CH 2

∙ 100=3930084

N m3/h ∙100=46785.71 m3/h

Debitul molar de gaze

Fg=Qg

22.4=46785.71

22.4=2088.64 kmol /h

FgH2

= 84100

∙ Fg=84

100∙ 2088.64=1754.45 kmol /h

FgC1

= 10100

∙ Fg=10

100∙2088,64=208.86 kmol /h

FgC2

= 3100

∙ Fg=3

100∙2088.64=62.66 kmol /h

FgC3

= 2100

∙ Fg=2

100∙2088.64=41.77 kmol/h

FgiC4+nC

4

= 1100

∙ Fg=1

100∙ 2088.64=20.88 kmol /h

Fg=Fg H2

+FgC1

+FgC2

+FgC3

+FgiC4+nC

4

=2088.64 kmol /h

Debitul masic de gaze

G gi=F gi

∙ Mi

G gH2

=F gH2

∙ 2=1754.45 ∙2=3508.9 kg /h

G gC1

=FgC1

∙ 16=208.86 ∙16=3341.76 kg /h

G gC2

=FgC2

∙ 30=62.60 ∙ 30=1878 kg/h

G gC3

=FgC3

∙ 44=41.77 ∙ 44=1837.88 kg /h

G giC4+nC

4

=F giC4+nC

4

∙58=20.88 ∙58=1211.04 kg /h

G g=Gg H2

+G gC1

+G gC2

+GgC3

+G giC4+nC

4

=11777.58kg /h

Debitul volumic de gaze

Q gi=

%vol ∙Qg

100

Q gH2

= 84100

∙Q g=84

100∙46785.71=39299.99 m3/h

Q gC1

= 10100

∙Q g=10

100∙ 46785.71=4678.57 m3/h

Q gC2

= 3100

∙Q g=3

100∙ 46785.57=1403.57 m3/h

Q gC3

= 2100

∙Q g=2

100∙ 46785.57=935.71 m3/h

Q giC4+nC

4

= 1100

∙Q g=1

100∙ 46785.71=467.85 m3/h

Q g=Qg H2

+Q gC1

+Q gC2

+QgC 3

+Q giC 4+nC 4

=46785.69 m3/h

Component %volum Fg , kmol /h M , kg/kmol G gi, kg /h

%gr=G gi

G g

∙100 fr . gr .=G gi

Gg

H2 84 1754.45 2 3508.9 29.79 0.29

C1 10 208.86 16 3341.76 28.37 0.28

C2 3 62.60 30 1877.76 15.94 0.15

C3 2 41.77 44 1837.88 15.6 0.15

iC4+nC4 1 20.88 58 1211.04 10.28 0.10

2068.56 11777.34

G=G b+Gg=111250+11777.34=123027.34 kg /h

G- debit masic total, kg /h

M=Gg

Fg

=11777.342068.56

=5.69 kg/ kmol

Bilant termic

Δ H S' =576 kcal / Nm3

Δ H H' =1327 kcal / Nm3

{ CCHS=0.82 Nm3/kg S

CCH H={DO=0.41 Nm3 /kg DO

O=0.205 Nm3/kgO

CCHH= 3.8

3.8+11∙0.41+ 11

11+3.8∙0.205=0.257 Nm3 /kg

(− Δ H S' )=Δ H S

' ∙ CCH S=576 kcal /Nm3 ∙ 0.82 Nm3/kg=472.32 kcal /kgS

(− Δ H H' )=Δ HH

' ∙CCH H=1327kcal/ Nm3 ∙0.257=341.04 kcal/kgO

Condi ţii iniţiale:

CS (0 )=CS 0=1500 ppm=1500 ∙ 10− 6kg S /kgbenzin ă

CN (0 )=CN0=35 ppm=35 ∙10−6 kg N /kgbenzin ă

CHCN(0 )=CHCN 0

= DO100

+ O100

= 3,8100

+ 11100

=0.148 kg HC N /kg benzină

T medie=T 0+T adm

2=365+385

2=375 °C

C p=0,65 kcal /kg ∙° C

fr . gr . benzină=Gb

G= 111250

123027.34=0.904

fr . gr . gaz=G g

G= 11777.34

123027.34=0.095

.3. Soluţionarea modelului matematic

Soluţia implică determinarea profilurilor de concentraţie şi de temperatură din reactor.

Cifra de brom reprezintă un indicator pentru cantitatea de hidrocarburi nesaturate.

CBri−CBr e

CBri

=CHN0

−CHN f

C HN0

=31 −1,830

=0.94

⇒CHN f=CHN0

(1− 0.94 )=0.148 ∙ (1− 0.94 )=0.008

Reacţia de desulfurare:

(− ∆ H S )=576∙111250 ∙ (1500 −2 ) ∙ 10−6+341.04 ∙111250 ∙ ( 0.148− 0.008 )111250 ∙ (1500 − 2 ) ∙10−6

⇒ (− ∆ H S )=32345.21 kcal /kg

Reacţia de hidrogenare:

(− ∆ H H )=576 ∙ 111250 ∙ (1500 −2 ) ∙ 10−6+341.04 ∙111250 ∙ (0.148 − 0.008 )111250 ∙ (0.148 −0.008 )

⇒ (− ∆ H H )=347.203 kcal /kg

Problema care apare este dată de variaţia temperaturii în lungul reactorului şi de aceea se limitează temperatura maximă. La atingerea valorii maxime a

temperaturii se injectează hidrogen proaspăt (rece) astfel încât răcirea are loc instantaneu.

Reducerea concentraţiei de sulf se face în trepte, de aceea se pleacă de la concentraţia sulfului iniţială.

T max=T 0+20 ° C

T 0=365 °C⇒T max=385 ° C

Reac ţ ia de desulfurare:

Treapta I :

CS0=1500 ∙10−6

CS1=1300 ∙10−6

CS2=1000 ∙10−6

CS3=855∙ 10− 6

T 0=365℃

T 1=365+44998.18 ∙ (1500 − 1300 ) ∙ 10− 6

T 1=374℃

T 2=374+44998.18 ∙ (1300 −1000 ) ∙ 10− 6

T 2=378.5℃

T 3=378.5+44998.18 ∙ (1000− 855 ) ∙10−6

T 3=385℃

k S0=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙638=1.53 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S1=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙647,02=1.71∙104 kg/m3 ∙ h

k S2=4.1∙ 107 ∙ e

− 100001.987 ∙651.5=1.81 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S3=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙658=1.95 ∙104 kg /m3 ∙ h

Treapta II :

CS0=855∙ 10− 6

CS1=800∙ 10− 6

CS2=580 ∙ 10−6

CS3=410 ∙10−6

T 0=365℃

T 1=365+44998.18∙ (855 −800 ) ∙10− 6

T 1=367.47℃

T 2=367.47+44998.18∙ (800−580 ) ∙10− 6

T 2=377.36℃

T 3=377.36+44998.18 ∙ (580− 410 ) ∙10− 6

T 3=385℃

k S0=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙638=1.53 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S1=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙640.47=1.58 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S2=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙650.36=1.78 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S3=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙658=1.95 ∙104 kg /m3 ∙ h

Treapta III :

CS0=410 ∙10−6

CS1=100 ∙ 10−6

CS2=50 ∙ 10−6

CS3=30 ∙ 10− 6

CS4=10∙ 10− 6

CS5=2 ∙10−6

T 0=365℃

T 1=365+44998.18∙ (410 − 100 ) ∙10− 6

T 1=378.94℃

T 2=378.94+44998.18 ∙ (100−50 ) ∙ 10− 6

T 2=381.18℃

T 3=381.18+44998.18∙ (50 −30 ) ∙ 10−6

T 3=382.07℃

T 4=382.07+44998.18 ∙ (30 −10 ) ∙10− 6

T 4=382.96℃

T 5=382.96+44998.18 ∙ (10 −2 ) ∙10−6

T 5=383.3℃

k S0=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙638=1.53 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S1=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙651.94=1.82 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S2=4.1∙ 107 ∙ e

−100001.987 ∙654.18=1.86 ∙104 kg /m3 ∙ h

k S3=4.1∙ 107 ∙ e

− 100001.987 ∙655.077=1.88 ∙104 kg/m3 ∙h

k S4=4.1 ∙107 ∙ e

−100001.987 ∙ 655.96=1.90 ∙ 104 kg /m3 ∙ h

k S5=4.1∙ 107 ∙ e

− 100001.987 ∙656.3=1.91 ∙104 kg /m3 ∙ h

Nr . trepte CS ∙10−6 , kgS /kg compT ,° C T , K k S ∙104 , kg/m3 ∙ h(− rS )=k S∙ CS 1

(−r s )

I 1500 365 638 1.53 22.95 0.0435

1300 374.02 647.02 1.71 22.23 0.0449

1000 378.51 651.5 1.81 18.10 0.0552

855 385.30 658 1.95 16.67 0.0599

II 855 365 638 1.53 13.08 0.0764

800 367.47 640.47 1.58 12.64 0.0791

580 377.36 650.36 1.78 10.32 0.0968

410 385 658 1.95 7.99 0.125

III 410 365 638 1.53 6.27 0.159

100 378.94 651.94 1.82 1.82 0.549

50 381.18 654.18 1.86 0.93 1.075

30 382.07 655.077 1.88 0.56 1.785

10 382.96 655.96 1.90 0.19 5.26

2 383.3 656.3 1.91 0,038 26.31

Reacţia de hidrogenare:

Treapta I:

CHN0=0.135

CHN1=0.11

CHN2=0.095

CHN3=0.0935

T 0=365℃

T 1=365+483.023∙ (0.135 −0,110 )

T 1=377.07℃

T 2=377.07+483.023∙ (0.110− 0.095 )

T 2=384.31℃

T 3=384.31+483.023 ∙ (0.095 −0.0935 )

T 3=385℃

k H 0=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987 ∙638=5.92∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 1=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987∙ 650.07=7.62∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 2=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987∙ 657.31=8.83∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 3=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987 ∙658=8.96 ∙103kg /m3 ∙ h

Treapta II :

CHN0=0.0935

CHN1=0.0785

CHN2=0.065

CHN3=0.052

T 0=365℃

T 1=365+483.023∙ (0.0935 −000785 )

T 1=372.24℃

T 2=377.24+483.023 ∙ (0.0785 − 0.065 )

T 2=378.76℃

T 3=378.76+483.023 ∙ (0.065 − 0.0520 )

T 3=385.03℃

k H 0=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987 ∙638=5.92∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 1=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987∙ 645.24=6.89 ∙103 kg /m3 ∙ h

k H 2=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987∙ 651.76=7.89∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 3=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987 ∙658.03=8.96 ∙103kg /m3 ∙ h

Treapta III :

CH N0=0.0520

CHN1=0.045

CHN2=0.038

CHN3=0.029

CHN 4=0.02

CHN5=0.01

T 0=365℃

T 1=365+483.023∙ (0.0520 −0.0450 )

T 1=368.38℃

T 2=368.38+483.023∙ (0.0450 −0.380 )

T 2=371.76℃

T 3=371.76+483.03 ∙ (0.0380 − 0.0290 )

T 3=376.10℃

T 4=376.10+483.023 ∙ (0.029− 0.020 )

T 4=380.44℃

T 5=380.44+483.023 ∙ (0.020− 0.010 )

T 5=385.27℃

k H 0=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987 ∙638=5.92∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 1=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987∙ 641.38=6.36 ∙103 kg /m3 ∙ h

k H 2=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987∙ 644.76=6.83 ∙103 kg /m3 ∙ h k H 3

=5.0 ∙ 109 ∙ e−17300

1.987 ∙649.1=7.47 ∙103kg /m3 ∙ h

k H 4=5.0 ∙ 109 ∙ e

−173001.987 ∙653.44=8.17 ∙ 103 kg /m3 ∙ h

k H 5=5.0 ∙ 109 ∙ e

− 173001.987 ∙658.27=9.01 ∙103 kg /m3 ∙ h

Nr . trepte CH , kg H /kg compT ,° C T , K k H ∙ 103 , kg /m3 ∙ h(− rH )=k H ∙ CH 1

(−r H )

I 0,135 365 638 5,92 799,2 0,00125

0,11 377,07 650,07 7,62 838,2 0,001191

0,095 384,31 657,31 8,83 838,8 0,001192

0,0935 385 658 8,96 837,7 0,001193

II 0,0935 365 638 5,92 553,52 0,00180

0,0785 372,24 645,24 6,89 540,86 0,00184

0,065 378,76 651,76 7,89 512,85 0,00194

0,052 385,03 658,03 8,96 465,923 0,00214

III 0,052 365 638 5,92 307,84 0,00324

0,045 368,38 641,38 6,36 286,2 0,00349

0,038 371,76 644,76 6,83 259,54 0,00385

0,029 376,10 649,1 7,47 216,63 0,00461

0,02 380,44 653,44 8,17 163,4 0,00611

0,01 385,27 658,27 9,01 90,1 0,011

Capitolul IV

Estimarea sarcinilor termice ale aparatelor schimb de caldură

I. Temperatura

- Temperatura de ieşire a efluentului din schimbătorul de căldură (Te ef)SQ este de 180⁰C (impusă);

- Temperatura de ieşire a efluentului din răcitorul cu aer este 60⁰C (impusă);

- Temperatura de ieşire din reactor este temperatura corespunzatoare atingerii concentraţiei la ieşire impusă din datele de proiectare pentru hidrocarburi nesaturate (care determină volumul zonei de reacţie).

II. Presiunea

Se va considera o presiune medie pentru efluent şi o presiune medie pentru alimentare.

Se consideră o cădere de presiune totală pe compresor: ∆ pt=13 atm; presiunea la

pompa de alimentare: p=ps+∆ pt (unde ps reprezintă presiunea în vasul separator, ps=35 atm, deci p=35+13=48 atm).

Căderea de presiune pe reactor :

∆ pr=1 atm.

∆ pt − ∆ pr=13 −1=12 atm

{6 atm : căderea de presiuneîntre alimentarea pompei şi intrarea înreactor6atm :căderea de presiune între ieşirea dinreactor şiintrarea în separator

I REACTOR :48 − 6=42 atm

EREACTOR :42 −1=41 atm

Presiuneamedie→ p= 48+422

=45 atm

Calculul curbelor VE la p=35 atm și p=45 atm

1) Temperaturile se iau din curba VE ( p=1 atm ).

2) p10 −90=t 90−t 10

90 −10=162 −63

80=1.24.

3) tmV=t 10+t 30+ t50+t 70+t 90

5=63+95+117+140+162

5=115.4.

4) Punctul critic

f (d1515 , tmV )→ tcr=295℃

pcr=16,5atm

d420=0.73

d1515=d4

20 ∙ 0.9952+0.00806=0.736∙ 0.9952+0.00806=0.740 .

5) Punctul focal

tF=f (t cr ,tmV , p10− 90 )→ ∆ t=tF − t cr →tF=t cr+∆ t.

pF=f ( pcr , tmV , p10 − 90) → ∆ p=pF − pcr → pF=pcr+∆ p.

∆ t=73 → tF=295+73=368℃.

∆ p=30.3→ pF=16.5+30.3=46.8 atm

I Vt =(532.17 −210.61 ∙ d15

15 )+(1.8213 −0.45638 ∙ d1515) ∙ t+ (0.0023447 − 0.00059037 ∙ d15

15 ) ∙ t2

I V50=(532.17 −210.61 ∙0.7405 )+(1.8213− 0.45638 ∙0.7405 ) ∙ 50+(0.0023447 − 0.00059037 ∙0.7405 ) ∙ 502=455.15

I V100= (532.17 − 210.61∙0.7405 )+ (1.8213 − 0.45638 ∙0.7405 ) ∙ 100+(0.0023447 − 0.00059037 ∙0.7405 ) ∙ 1002=543.61

I V385.27=(532.17 −210.61 ∙0.7405 )+ (1.8213− 0.45638 ∙0.7405 ) ∙385.27+(0.0023447 − 0.00059037 ∙ 0.7405 ) ∙385.272=1230.840

I Lt =[(2.964 −1.332 ∙ d15

15) ∙ t+ (0.003074 − 0.001154 ∙ d1515 ) ∙t 2 ]

I L30=[ (2.964 −1.332 ∙ 0.7405 ) ∙30+ (0.003074 −0.001154 ∙ 0.7405 ) ∙ 302 ]=61.33

I L50=[ (2.964 −1.332 ∙ 0.7405 ) ∙50+ (0.003074 −0.001154 ∙ 0.7405 ) ∙ 502 ]=104.43

I L100= [ (2.964 −1.332 ∙0.7405 ) ∙100+(0.003074 −0.001154 ∙0.7405 ) ∙ 1002 ]=220.15

I L385.27=[ (2.964 −1.332 ∙ 0.7405 ) ∙ 385.27+ (0.003074 −0.001154 ∙ 0.7405 ) ∙ 385.272 ]=1048.94

Alimentarea reactorului:

t=50℃

d1515=0.7405

eg=0

Q g=Gg ∙ c p ∙ ( t −30 )

Q g=11777.34 ∙ 0.65 ∙ (50− 30 )=153105.42 kcal /h

Qb=Gb∙ [eg ∙ I Vt + (1− eg ) ∙ I L

t − I L30]

Qb=1112500=4794875 kcal /h

Q=Q g+Qb

Q=153105.42+4794875=4947980.42 kcal /h

t=365℃

d1515=0.7405

eg=0

Q g=Gg ∙ c p ∙ ( t −30 )

Q g=11777.34 ∙ 0.65 ∙ (365− 30 )=2564515.785 kcal /h

Qb=Gb∙ [eg ∙ I Vt + (1− eg ) ∙ I L

t − I L30]

Qb=111250=106377250 kcal/h

Q=Q g+Qb

Q=106377250+2564515.785=1089417658 kcal /h

Efluent:

t=100℃

d1515=0.740

eg=0

t er=385.27℃

Q g=Gg ∙ c p ∙ (t er −t )

Q g=11777.34 ∙ 0.65 ∙ (385.27 −100 )=3359721.78 kcal /h

Qb=Gb∙ I Ver − [ eg ∙ I V

t +(1 −eg ) ∙ I Lt ]

Qb=111250 ∙ {1230.840 − [0 ∙ 534.62+(1− 0 ) ∙220.15 ] }=112439262.5 kcal /h

Q=Q g+Qb

Q=3359721.78+112439262.5=115798984.3kcal /h

eg=ev ∙ρvap

ρb

ρb=d1515=0.7405

ρ vap=d420 ∙ 0.9952+0.00806

%Vol d420 ρ vap M V

0 0.661 0,665 85

10 0.687 0,691 92

30 0.721 0,725 104

50 0.746 0,750 115

70 0.762 0,766 128

90 0.780 0,784 140

ev eg GV =eg ∙Gb M V FV=GV

M V

yV =FV

FV +Fg

pV35=p ∙ yVpV

45=p ∙ yVeg ∙ pV35 eg ∙ pV

45

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0.1 0.09085 10107.06

88 114.852

0.0521 1.823 2.344 0.165 0.212

0.3 0.2750 30593.75

89 343.75 0.1413 4.945 6.358 1.360 1.748

0.5 0.4610 51286.25

90 569.84 0.2143 7.50 9.643 3.457 4.445

0.7 0.6464 71912 92 781.65 0.2723 9.53 12.253 6.610 7.920

0.9 0.8321 92571.12

93 995.38 0.3227 11.29 14.521 9.394 12.082

Capitolul V

.3.1. Calcului înălţimii şi a diametrului reacţorului de hidrofinare

V ZR=Gb∗ A

Reactia de desulfurare { AS=4.50∗10− 4

V ZR=4.50∗10− 4∗111250=50.06

Reactia de hidrogenare { A H=3.51∗10− 4

V ZR=3.51∗10− 4∗111250=39.04

V S=AS ∙ Gb

V H =A H ∙ Gb|⇒ V S=4.50 ∙10−4 ∙ 111250

V H=3.51 ∙ 10− 4 ∙111250|⇒V ZR=V H=50.06 m3

HD

=5⇒ H=5 D

unde :

H=înălțimeareactorului , m3

D=diametrul reactorului ,m

V zr=π D2

4∙ H= π D 2

4∙5 D=5 π D3

4⇒ D=3√ 4 V zr

5 π

⇒D=2.33 m3⇒H=11.65m

CAPITOLUL VI

6. MĂSURI DE PROTECŢIA MEDIULUI SPECIFICE INSTALAŢIEI DE

HIDROFINARE

Pericolele care apar în instalaţiile de hidrofinare sunt următoarele :

Pericol de explozie din cauza hidrogenului care se manipulează ;

Pericol de toxicitate din cauza hidrogenului sulfurat ;

Pericol de explozie şi vicierea atmosferei din cauza gazelor şi a benzinei ;

Pericol de intoxicare din cauza gazului inert în spaţiile închise.

Reactoarele de hidrofinare nu pot fi deschise decât după evacuarea hidrogenului sulfurat

din sistem.

Deschiderea reactoarelor se va face cu atenţie, evitându-se inhalarea de gaze, iar în apropiere

se va găsi un furtun cu abur deoarece există pericolul aprinderii sulfurilor piroforice.

Aparatele tehnologice care lucrează la temperaturi înalte şi care sunt supuse coroziunilor şi

coroziunile vor fi protejate cu căptuşeli interioare, metalice sau nemetalice .

Regenerarea catalizatorului va fi precedată de striparea acestuia cu abur supraîncălzit la

400ºC, aerul introdus pentru regenerare va conţine maxim 0.3% O2 .

Bibliografie

1. Raşeev S., „Conversia hidrocarburilor”, vol.III, Editura Zecasin, Bucureşti, 1996.

2. Suciu G., „Ingineria prelucrării hidrocarburilor”, vol. IV, Editura Tehnică Bucureşti, 1993.

3. Tescan V., „Tehnologia distilării petrolului, coloane de fracţionare - îndrumător de proiecte de an”, Ploieşti, 1996.

4. Dobrinescu D., „ Procese de transfer de căldură şi utilaje specifice”, Editura Didactică şi Pedagogică, Bucureşti, 1993.