Flexicoker

. ".

'()'

.

o

o

~.~ "

'"

,

, i . ,I

.,.

•

I

(j/ o/l2,

,

Nr:

2514

n 4

-

-_...-...----.. "..--

--"-.---Laboratorium voor Chemische Technologie

adres~

.

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

... O .. B. •.. Shadid .. en..K •... Den .. Re-;zet; ... .

onderwerp:

... ···F.unGOKE·R:··· ... :

. .

" ; Opaalstr. 154,

Leiden

Qpaalstr. 156,

Leiden

, .

'~'~ . ~;l

..

.

'" 0'

opdrachtdatum :

juni 1981

verslagdatum :

augustus 1981

( ( ( ( ( (

o

o

o

o

() - - - -- - - -~ ---~, M. den Heijer Opaalstraat 156

2332 TN

Leiden Opdrachtdatum Verslagdatum Fabrieksvoorontwerp Flexieoker 1 mei 1981 20 augustus 1981 O. B. Shadid Opaalstraat 154

2332 TN

Leiden

(

c

Samenvatting.

In het kader van het F.V.O. wordt gerekend aan een flexicoker.

Deze installatie kent tegenwordig grote belangstelling, omdat hierin zware aardolie-residues voor 99% kunnen worden benut.De installatie bestaat uit drie fluide

bed reactoren.

j~'~,In de eerste reactor vinden de kraakreacties plaats bij 500 oe plaats. Hierbij

(

~.~~

ontstaan

82,6% vloeibare en gasvormige producten en 17,6% cokes.

( ( (

o

o

o

o

De cokes worden verder verwerkt in de vergasser. Hierin wordt een gedeelte van de cokes (46%) verbrand. De vrijkomende reactiewarmte wordt gebruikt om de ...---fluidiserendemedia, lucht en stoom, op te warmen en om de endothermische

kraak-reacties te laten plaatsvinden. Het andere gedeelte van de cokes (54%) wordt omgezet in verbrandingsgassen, die in de installatie kunnen worden benut. Het warmtetransport tussen de reactor en vergasser wordt geregeld door de heater,

en vindt pneumatische plaats met behulp van coke-deeltjes en transportgas (stoom, coke-gassen).

û

(

c

( ( ( (

o

o

o

o

2 Conclusies en aanbevelingen. 2

Er is weinig bekend over de kinetiek van de kraakreacties. Daarom is in dit ontwerp de reactiewarmte berekend op basis van de verbrandingswarmte van de voeding en de verschillende producten.

Over het gedrag van het fluide bed als verbrandingsreactor is weinig be-,-~

kendo De in de literatuur bekende (weinige) relaties zijn alleen geldig voor de reactor, waarop de metingen zijn uitgevoerd. De berekeningen aan de vergasser zijn dan ook slechts ruwe benaderingen.

3 Door de as als slurry te recyclen kan optimale omzetting van de voeding

4

plaatsvinden.

Door meer cokes te verbrand~n zou mee~armte kunnen worden opgewekt, waar-door het proces zijn

e~:ii~

'

'. stoomvoorziening kan leveren.

5 Indien de voeding op lagere temperatuur binnenkomt, zou deze aan de top van de scrubber worden ingebracht. Op die manier wordt de voeding opgewarmd \, ... ,. door de productgassen.

I;'

1. ~.; ~(.

, , / I.i"

-

---3

( Inhoudsopgave [ Hoofdstuk Pagina Samenvatting 2 Conclusies en aanbevelingen 2 3 Inhoudsopgave 3 4 Symbolenlij st 5 5 Inleiding 7

6 Uitgangspunten voor het ontwerp 8

7 Procesbeschrijving 12 ( 7. 1 Reactor 12 7.2 Heater 12 7.3 Vergasser 12 7.4 Zwavelbalans en Stikstofbalans 13 ( 7.5 Opstarten 14 7.6 Luchtstroom 14 7.7 Stoomcyclus 14

8 Fysische en chemische achtergronden 15

(

8. I Fluid-dynamische eigenschappen 15

8.2 Warmteoverdracht in een fluide bed 18

8.3 Toepassing van fluid bed reactoren bij het

flexicoking proces 19

0

_{9 Procescondities en berekeningen 20}

9. I Berekening van de reactiewarmte ~n de reactor 20

9.2 Berekening van de reactiewarmte ~n de vergasser 20

9.3 Massa- en warmtebalans 22

0

_{9.4 Dimensionering van de reactoren 24}

9.4. I. Berekening van de fluidisatiesnelheden 25

o

o

o

4

9.4.2. Berekening van de diometer ven de reactoren 25

C.

_{9.4.3. Berekening van de bedlengte, bedgewicht en}

drukval. 25a

9.4.4. Berekening van de T.D.H. 28

9.4.5. Type fluidisatie 28

9.5. Berekening van de cyclonen 29

9.6. Drukval in de transportleidingen 33

10. Rendement en economische aspecten 37

10.1 Rendement ₃₇

( _10.2

Economische aspecten 37

11 Referenties 39

Bijlage 1 _• Druk - Enthalpie diagram van water

Bijlage 2. Berekening van de reactiewarmte in de reactor 41

C _{Bijlage 3. Berekening van de reactiekinetiek in de vergasser 43}

Bijlage 4. Ontwerp gasverdeelplaat 46

Bijlage 5. Berekening van de pomp en ventilator. 49

(

c

o

o

o

o

-( ( ( ( (

c

o

o

o

o

5 4. Symbolenlijst. A a d or d. 1 ~n D pen F.B. Fr g h p h w H man K L H H Nu OPA P Oppervlak Specifieke oppervlak Weerstndsfactor Concentratie Soortelijk warmte Diameter van bed Diameter van deeltje Diameter van bedvoeding

Diameter van gaatjes verdeelplaat Inlaatdiameter van cycloon

3 (Kg/m ) o (Kcal/Kg C) (m) (m) (m) (m) (m)

Diameter deel tj es waarvan vangstrendement ~n

cycloon 0,5 is . (m)

(m)

Penetratiediepte Fluide bed

Froude getal

Versnelling van de zwaartekracht

Correctiefactor

Warmteoverdrachtscoefficient

Weerstand in leiding in meter waterkolom Manometrische opvoerhoogte Polytropische component Bedhoogte Totale bedmassa . Mega : 106 Nusselt getal

Open area in verdeelplaat ~n %

Druk (9,8m/s2) 9,8 Kgm/Kg force s2) (W/m2 °C) (m) (m) (Kg) 2 (N/m of atm)

1-' ( i ( ( (

o

o

o

o

P or P l:;P Q R R R. ~ Re t T U U U V or w t

z

_s

n

~tot À

e;

p 6

Druk in gaatjes verdeelplaat Vermogen Drukval hlarmtestroom Gasconstante Straal Straal op t =

°

Reynoldsgetal

Gemiddelde verblijf tijd Temperatuur

Snelheid

Snelheid ~n gaatjes van verdeelplaat

Overal warmteoverdrachtscoefficient Snelheid in inlaat van cycloon Volume Technische arbeid Sferisiteit Void fraction Dynamische vescositeit Totale rendement Warmtegeleidingscoefficient Conversiegraad Dichtheid 2 (Nim of atm.) (W) (N/m2 of atm.) (W) (J Imol °C) (m) (m) (s) (oK of °C) (mi s) (mi s) (W/m2 °C) (mi s) (m3) (W) (Kgl s m) 3 (Kg/m )

Tijd nodig voor volledige verbranding ven een coke deeltje (s)

Stroom

~w/s,

Kg/s , m3/s)

--c

(

c

( ( ( ( ()

o

o

7 1. Inleiding:

Door de stijgende vraag naar aardolie wordt er naar nieuwe conversie-technieken gezocht om tot een hogere benutting van ruwe aardolie te komen. Daarbij wordt ook onderzocht, of zware aardolieresidues nog ver-der te verwerken zijn tot lichtere gasvormige en vloeibare producten. Hiervoor werd in het midden der vijftiger jaren het fluid-coking pro-ces ontworpen (1,2).

In dit proces worden de zware residues gekraakt tot lichtere produc-ten, twrwijl er cokes achterblijft. Deze cokes hebben een hoog zwavel-en metaalgeha~te. Om dit product toch nog te benutten, zouden extra kosten moeten worden gemaakt voor de aanschaf van speciale verbran-dingsapparaten en voor de beperking van

sa

-emissie. Het was economisch

x

' dus niet interessant deze cokes nog verder te verwerken en te gebrui-ken.

Bovendien werd aan het eind der zestiger jaren de normen voor

sa

-emis-x

sie strakker aangetrokken. Dit verhoogde de noodzaak om het besta:andè ','_

fluid-coking proces te verbeteren.

Dit werd op een betrekkelijk eenvoudige manier bereikt, namelijk door dit fluid-coking proces te combineren met het cokes-vergassingsproces. Dit laatste proces is één der oudste bestaande conversietechnieken, waarover al veel bekend is. Dit ge~ntegreerde proces wordt nu flexi-coker genoemd

(3-9).

Dit proces heeft als voordelen boven het fluid-coking proces, dat er

~ laagzwavelige cokes wordt gevormd, dat omgezet wordt tot schone

ver-f!"'-"/·' 4_",",",-__ ~_

~~ brandingsgassen. Deze kunnen worden gebruikt in de raffinaderij of door dichtbij nabij gelegen gebruikers.

- _ _ _ _ _ .J

-( (

c

C ( (

o

o

0

o

o

8

6. Uitgangspunten voor het ontwerp.

De capaciteit van de flexicoker bedraagt 432 ton per dag.

Deze waarde van de capaciteit is gabaseerd op gegevens uit de praktijk (5). Het aantal bedrijfsuren bedraagt 8000 uur per jaar.

Gegevens residu (10)

Uitgegaan is van "Arabian heavy atmospheric" residu.

De eigenschappen van de voeding staan verder vermeld 1n tabel I. Tabel I. Eigenschappen van de voeding (10).

Dichtheid (Kg/m3) 0 C (Kcal/Kg C) p Zwavel (%wt) Stikstof (%wt) Conradson koolstof (%wt) Nikkel (ppm wt) Vanadium (ppm wt) Gegevens lucht (I I, 12) 21 vol% zuurstof 79 vol% stikstof M 29 gem 0.99 0,633 bij 4,5 0,29 14,4 32 102 5000C

Verdere gegevens kunnen worden gevonden in tabel 2.

Tabel 2. Gegevens lucht bij een temperatuur van 900oC. 3

p (Kg/m ) 0,296

n

(Kg/sm) 466 x 107

C (Kcal/Kg

( ( ( ( ( (

o

o

o

o

o

-9 Gegevens kraakproducten

De productsamenstelling die uit het kraken van het zware residu werd verkregen staan vermeld in tabel 3 (5). Het blijkt dat de samenstelling van de gasvormige producten als constant mag worden verondersteld (I I).

Verder staan in tabel ook de verbrandingswarmte en specifieke soortelijk warmte vermeld.

Tabel 3. Eigenschappen van de kraak-gassen bij 5000C (3,5)

(Kg) AH (Btu/Lb) - 0 Product ln C (Kcal/Kg C) c p -../-\' \..-

,

H 2 0,005 60958 3,476 CH 4 0, 105 23681 0,743 C 2H6 0,075 22304 0,627 C 2H4 r ~ 'l. 0,045 21625 0,536 ~ '. 21646 0,648 C 3H8 0,06

'

-C 3H6 0,09 21032 0,546 ,:, _{20967 0,602} C 4 ' ' 0,043 " ' Nafta 0,415 20350 0,752 Destillaat , '; _{I , 12 19250 0,664}

.

" Gas oil -1:... 2, 12 18950 0,631 Coke ~) t,. 0,88 14000 0,405 H 2S 0,04 62 0,303 Gegevens coke-gassen

In tabel 4 staan de gasvormige producten beschreven, die Vla het vergasslngs- '

proces werden verkregen. In deze tabel staan tevens hun specifieke warmte, dicht-heid en viscositiet vermeld. Met temperatuurinvloeden op deze constanten is rekening gehouden.

(

c

c

( ( C 0

o

o

o

o

10

Tabel 4. Samenstelling van de coke-gassen in mol%.

Uit onze ontwerp uit lito 4 uit lito

H 2 14,4 I I ,6 12 CO 19,2 22,6 18 CO 2 12 I 3,7 ₆₈ ~tV--.. .,\,~ \ • ""'1 N 2 54,3 56,8 H 20 .·f\I .. I.·' .... V./'. 5,0

Tabel 4A. Gegevens lucht, water en coke-gRssen.

Temp. 500

°c

Temp. = 9000C xlOS 5 C _{p ; ,.} ",h. n p C _p n xlO p Lucht 0,26 0,284 4,66 0,296 \.Ja ter~""( 0,507 2,84 0,285 0,586 4,45 0,173 N 2 0,266 3,76 0,385 0,292 H 2 3,476 1,83 0,026 3,705 O 2 0,251 0,268 CO 0,270 3,63 0,385 0,295 CO 2 0,276 3,68 0,608 0,303 Gegevens coke

In tabel 5 staan enkele gegevens vermeld van coke (12). Tabel 5. Eigenschappen van coke.

ë

(Kcal/Kg °C)

p 0,338 bij een temperatuur van

°

-

900

o C. 0,303 bij een temperatuur van 0 - 5000C

1500 6 Temp. 250C C P 0,24 0,44 0,248 3,424 0,218 0,248 0,202

( (

c

( (

o

o

o

---~ - - - . 11 Gegevens proceswater.

Voor gegevens over het proceswater, z~e het druk/enthalpie diagram ~n bij-lage 1.

l (

c

c

( (

o

o

\ \, ,v

o

o

12 1~ Procesbeschrijving

Het flexicokingproces is schematisch weergegeven in figuur 1. Het bestaat uit drie fluide bedden: reactor, heater en vergasser.

Z.1.

Reactor

Als fluidisatiemedium wordt hier gebruik gemaakt van stoom. Deze stoom

wordt schuin van onder in het bed gevoerd. Het coke, dat zich onderaan in

) het bed bevindt, dient dan als verdeelplaat.

De voeding dat uit een vacuumresidu bestaat, wordt via sproeiers in het fluide bed gebracht. Daar wordt het bij een temperatuur van 500

°c

thermisch gekraakt. Er ontst~an twee soorten produkten: De eerste zijn de

kraakgassen en de tweede is een vast product, nl. coke. Deze coke wordt

verder m.b.v. gravitatie naar de heater getransporteerd. De kraakgassen

worden in een scrubber gequenched. De zware fractie die in de scrubber condenseert, kan eventueel gerecycled worden naar de reactor. De lichte fracties die uit de scrubber komen (C

4'

nafta, destillaat, gasoil), worden naar een fractionator geleid.

De benodigde warmte voor de endothermische kraakreacties in de reactor

wordt door stoom en coke, uit de heater, geleverd.

2..2. Heater

De heaterdientom de warmte die van de cokegassen en de warme coke uit de vergasser overgedragen wordt naar de koude coke uit de reactor, te regelen. Voor een efficient proces wordt er gebruik gemaakt van een fluide bed. Als fluidisatiemedium wordt gebruik gemaakt van de cokegassen uit de vergasser • De koude coke uit de reactor wordt opgewarmd in de heater door hete cokegassen uit de vergasser. Van deze hoeveelheid coke wordt

nu een fractie teruggezonden naar de reactor, terwijl het overige deel naar de vergasser teruggaat.

7.3.

Vergasser

Een circulerende cokestroom wordt vanuit de heater naar de vergasser

ge-trans

r

or

~

eerd.

Voor dit transport wordt gebruik gemaakt van gravitatie.

') ()

o

o

o

,r") '1 '""'\ Î'I 1""\

NAAR

3") ~ FRACTIONATOR SUPPLETIEWATER ~

ZWAAR 5 T 1 SCRUBBER Cy2 CYCLOON R FLUIDBEDREACTOR F 4 STOOMKETEL Cy~ CYCLOON T1 R3

H

H 6 HEATER H 7 WARMTEWISSELAAR P 8 BLOWER P 9 KETELWATERVOEDINGPOMP VlO KETELVOEDINGWATERTANK LUCHT Cy111 CYCLOON M 12 VERGASSER H 13 LUCHTVERHITTER

Fig.1. Stroomschema van de flexicoker.

o NAAR STRETFORD AS M12

1-1-1-

Î-l-l-l-Î-LI *NAAR

T~TOOMDRUM

FLEXICOKER

VOOR HET VERWERKEN VAN ZWARE RESIDUES M DEN HEYER AUGUSTUS

OBSHADID 1981

O Stroomnurrmer G)Oruk In b~r O]Temp In ·c

u

c

c

c

( ( (

o

o

o

13 o

van 900 C vergast. Er ontstaat een mengsel van gassen, nl. H2' N

2, CO2, CO, H

2S. Een fractie hiervan dient als pneumatisch transportmiddel voor de coke naar de heater.

De cokegassen uit de heater worden eerst met behulp van water afgekoeld,

en daarna door een aantal cyclonen geleid. De grotere asdeeltjes die in de cycloon worden afgescheiden, bevatten veel metalen, voornamelijk vanadium en nikkel.

De temperatuur in de vergasser wordt geregeld door de lucht_stoom verhouding te variëren.

De cokegassen worden tenslotte naar de Stretford unit getransporteerd,

waar h0t H

2S bijna seh281 wordt verwijderd.

7.4. Zwavelbalans

In de voeding bevindt zich een behoorlijke hoeveelheid zwavel. Het is interessant om na te gaan hoe en in welke vorm deze zwavel vrijkomt in

de verschillende processen.

(..1 )

In de gasvormige kraakprocedure komt

23

%

van de tbt~le hoeveelheid

voedingszwavel voor al s H

2S. Deze ~ordt grotendeels verwijderd door deze

gassen t e ','lassen me t een amine-oplossing.

Van de voedingszwavel wordt 43

%

teruggevonden in de vloeibare kraakproducten. '

Negentig procent hiervan kan worden verwijderd via het hydrotreating pr oces.

Het restant voeding3z~avel wordt teruggevonden in de reactorcoke. Het grootste gedeelte hiervan wordt vergast met de cokes, en komt als

H

2S in de cokegassen (97

%).

D~

H

₂S kan worden verwijderd via het Stretford proces tot ongeveer 250 (vol)ppm.

De overige zwavel in de coke (

1%

van de voedingszwavel) wordt teruggevonden in de as.

Stikstofbalans

In de reactorproducten wordt

3

8 56

van de voedingsstikstof teruggevonden, terwijl er zich in de as ongeveer 4

%

bevindt.

Het overgebleven gedeelte wordt bijna geheel (90

%)

teruggevonden als elementair stikstof in de coke-gassen.

De concentratie van andere stikstofverbindingen (NO

x' NH

3

,

HCN, HCNS)

is lager dan welke de limiet is voor deze verbindingen in verbrandingsgassen.

-(

c

(

(

c

(' (î

o

o

14

7.5.

Opstarten

Voordat de voeding de reactor binnenkomt, moet eeDst gecontroleerd

worden of je circulerende coke-stromen stabiel zijn. Als dat het

ge-val is, kan de voeding in de reactor gebraaht worden. Hierna kan de

vergasser worden opgestart.

Het transport van de solids kan geregeld worden door gebruik te maken van overloopranden, die tot gan het oppervlak van het bed reiken. Dit

wat het solid-transport betreft, waar gebruik wordt gemaakt van

gra-vitatie.

Het opstarten van een groot bed van solids kan moeilijk en gevaarlijk zijn.

De grote overmaat druk, die nodig is om de solids in zwevende toestand

te brengen, kan in het begin een enorme slug veroorzaken die grote

schade aan de reactor kan toebrengen.

Om deze red~, worden de solids na het sluiten van een proces verwijderd,

en wordt tijdens het opstarten de solids continu toegevoerd.

De hoeveelheid solids in twee fluide bedden met een

solid-circulatie-systeem kan per bed constant worden gehouden door eerst in één

transportlijn aan de eisen van de stroomsnelheid van het systeem te

voldoen. Daarmee wordt automatisch de stroomsnelheid in de andere

transportlijn vastgelegd, zodat de solidinhoud per bed constant blijft.

7.6.

Luchtstroom

De lucht, die nodig is voor de vergassingsreacties, komt via een

ventila-o

tor het systeem binnen op 60 C. Het zal verder in het proces niet worden

opgewarmd, maar rechtstreeks naar de vergasser worden geleid.

7.7.

Stoomcyclus

o

Voedingswater komt het systeem binnen op .25 C en 1,1 bar. M.b.v. een

pomp wordt het water door het systeem gecirculeerd. Het water wordt door

o

de cokegassen opgewarmd tot kooktemperatuur (153 C, 5 bar). Daarna

wordt het kokende water verdampt en opgewarmd tot 500

°c

respectievelijk

600

°c

en 5 bar.

Een gedeelte van deze stoom wordt gebruikt voor de vergassingsreacties

en als transportmiddel voor de cokestroom tussen de heater en reactor.

o

(

c

c

(

c

(

o

o

15

8.

Fysische en chemische achtergronden

8.1.

Fluid-dynamische eigenschappen

Wanneer gas door een bed van fijne deeltjes wordt geblazen, zal bij een

bepaalde snelheid van het gas de deeltjes worden gesuspendeerd. De

snelheid waarbij deze fluidisatie plaat-svindt, noemt men de minimale fluidisatiesnelheid.

Bij hogere gassnelheden zal het bed lijken op een kokende vloeistof,

waarin de vaste deeltjes wild door elkaar bewegen, en het gas in bellen

opstijgt. In deze toestand is er sprake van een 'bubbling fluidized' bed.

Tenslotte zal bij een bepaalde snelheid van het gas het bed uit elkaar

worden geblazen: Er treedt dan pneumatisch transport op.

Tussen de tijdstippen dat de vaste deeltjes beginnen te fluidiseren en

tot het bed uit elkaar geblazen wordt is er sprake van een fluide bed.

Het fluide bed heeft de volgende eigenschappen:

- Het gebruik van fijne deeltjes levert een hoog oppervlak op.

Het geeft een lage drukval over het bed.

- Door de goede menging geeft het uitstekende

warmeteoverdrachtkarak-teristiekeR. Bovendien heerst er een uniforme temperatuur over het

bed, zelfs wanneer exotherme of endotherme reacties plaatsvinden.

- Het continu toevoegen en/of verwijderen van vaste deeltjes.

De fluidisatie begint, wanneer de kracht, veroorzaakt door de

opwaard-se beweging van het gas, gelijk is aan het gewicht van de deeltjes (13).

Er geldt dan:

Nu wordt de minimale fluidisatiesnelheid gevonden door deze vergelijking

1

-Figurc 2 Pr,=,ssure drop versus gas velocity for a bed of uniformly sizl!d sand particl~s

(from Sh,rai [3)). (ui t re f •

13

)

,.

,~

o

()

o

o

()

(" .'

(J (

c

c

( ( Cl

o

o

o

o

16

Nu geldt voor kleine deeltjes:

en voor grote deeltjes

Door Wen en Yu z~Jn de volgende aannamen gedaan(15):

,

"Zs·

~

':'::!

i

(.1

.

~,'" _{·z<; •} I '":1..

e.

_iS I\J I ,

Dan gaan vgl. 3a en 3b over in:

en

Deze vergelijkingen bleken voor te geven van 34%.

.",.

In figuur 2 wordt de snelheid als functie van de drukval gegeven.

jI'

De gassnelheid door een fluide bed wordt enerzijds door u

mf en

ander-zijds door entrainment van deeltjes gelimiteerd. Wanneer entrainment

van deeltjes plaatsvindt, moeten deze gerecycled worden of door nieuw materiaal worden vervangen.om de continuiteit van het proces te waar-borgen.

De bovenlimiet van de gassnelheid wordt bepaald door de terminale of

vrije-val snelheid van de deeltjes: ~I

~

.

:: r .

4

~

• ti

e . (

ps -

f

<:~

')

J

l..

l

L

-

3

P<a

.

C <l

In deze vergelijking stelt Cd de weerstandscoëfficient voor, die ex-perimenteel bepaald wordt. Deze coéfficient blijkt voor lage snelheden omgekeerd evenredig te zijn met Re , terwijl bij turbulente stroming

p

deze de waarde van 0.43 aanneemt.

De verhouding ut/u

mf geeft een indicatie over de maximaal mogelijke

hoogte van het fluide bed.

Door gebruik te maken van cyclonen, die de eventueel meegevoerde

deeltjes van de gasstroom scheiden, kan met hoge gassnelheden wor-den gewerkt.

Voor kleine deeltjes geldt: en voor grote deeltjes

Re <0.4 p Re >1000 p ut/umfl'V 90 ut/umf N10

I

( '

---

-

-Poor quallty; much fluctuatlon In wlth channelling and sluE!&lng Smgltl orlflee plate

/.

: Multlonllee plate

t

Smtered plate Better Qu~lity; Ie ss fluctual10n In denSlty, ~ less Channelling and slugg1ng

Figure

3.

Quality of fluidization as influenced by type of gas distribueor.

(ui t re f. 13) L ( (

o

G

o

o

o

o

c

c

(

c

c

c

(

o

o

o

o

17

Wanneer de deeltjes groot zijn, kan het voorkomen dat fluidisatie erg moeilijk wordt.

Door Levenspiel wordt de optimale fluidisatiesnelheid als volgt

gede-finieerd (16):

Er zijn twee typen fluidisatie mogelijk. Wilhelm en Kwauk vonden dat

deze typen van fluidisatie afhankelijk waren van her Froude getal

2

Fr_mf (=umf/dp.g) (17).

1. t Particulate (smooth), fluidisatie: Er is een homogene verdeling

van gas en solids. Deze vorm van fluidisatie treedt op bij zeer

lage gassnelheden. Er geldt dan: Fr

mfc(0.13

2. 'Aggregative (bubbling), fluidisatie: Er zijn twee fasen, een

emul-siefase en een belfase. Via de belfase wordt het gas door het bed

getransporteerd. Er geldt dan: Fr mf~ 1.3

Belvorming is gunstig, doordat het de circulatie van solids in het

bed bevordert. Hierdoor ·wordt de warmte- en stofoverdracht verbeterd.

Een nadeel is echter dat er kortsluiting van het gas in de bellen

~---- l ' .

za 1 op tr ed en. "v" ",,-' \. t,:(\.h·

"1 ,

De gasverdeler, waardoor het gas het bed binnenkomt, heeft grote i~­

vloed op de belvorming, zoals in figuur 3 staat aangegeven.

Een gasverdeler met fijne porr~n zal vele kleine bellen genereren,

welke homogeen in het bed zullen worden gedispergeerd.

De drukval van zo'n type verdeler is echter groot, en in veel

geval-len niet economisch zijn. In de praktijk zullen type gasverdele~s

worden gebruikt, zoals afgebeeld in figuur 3b.

De drukval over de gasverdeler is belangrijk voor het fluidisatie-patroon. Experimenten hebben aangetoond dat voldoende drukval

be-schikbaar moet zijn om een gelijke stroom door de verdeleropeningen

te bereiken.

. j ...

'-( : .

{~vl' _.,

Ontwerpdata voor commerciële fluide bed reactoren geven een minimale drukval over de verdeler aan van 10% over het bed met een minimum

c

c

c

(

c

o

o

o

18 van

35

cm H 20 (18).

Bellen die het oppervlak van het bed bereiken, zullen uiteen spatten,

en hierbij vaste deeltjes in het fluide bed opwerpen. Om n~ entrainment

van deze deeltjes zoveel mogolijk te beperken, moet de uitlaat van

de reactor op voldoende afstand van het bedoppervlak worden geplaatst.

Deze hoogte is ondermeer afhankelijk van de fluidisatiesnelheid,

termi-nale snelheid en belgrootte. De hoogte waarbij de entrainment minimaal

is, dus waar de stroom van solids constant is, wordt nu de transport

disengaging height (TDH) genoemd.

Het is niet nodig de uitlaat van de reactor veel hoger dan de TDH

boven het bed t e plaatsen, omdat deeltjes, die boven de TDH uitkomen,

in ieder geval de .reactor zullen verlaten.

8.2. ~armteoverdracht in een flui de bed

Eén van de belangrijke voordelen van een fluide bed is de hoge

snel-heid van warmteoverdracht. Wanneer de temperatuur voldoende hoog is

(800-900 °C), zal er zowel radiatieve als convectieve warmteoverdracht

optreden.

Het radiatieve gedeelte kan worden berekend aan de hand van de Stefan

Boltzman· vergelijkingen.

Het convectieve gedeelte is moeilijker te voorspeilen, omdat de

ei-genschappen van de gasdeeltjes, het fluidisatiepatroon en de

vatgeo-metrie een belangrijke rol spelen.

Het blijkt dat in de praktijk reeds voor eenvoudige systemen moeilijk

relaties kunnen worden gevonden, die de warmteoverdracht in een fluide

bed voldoende nauwkeurig beschrijven.Dit ondanks een grote

hoeveel-heid onderzoek die hieraan is verricht. De oorzaak hiervan zou kunnen

zijn dat de omstandigheden waaronder is gemeten voor de experimenten

verschillend zijn.

Bij complexe systemen, zoals het werken bij hogere temperaturen,

':)

L_

.

r V Colorless solid

-,

.'.:.-;: " ", .' _.. . '-'

u

,. : . .o',: :::'"':(:'::,1 :.:' '-:..~:.:?: ,:' . ' . ':.", .... " , : . ' t ü

o

" ,.-' .. : ... , ....

_..

O l • • " .' " .

.

...

-;~<:> ~~ .~:::j;"

Colored .E~'~~-,,;,~,1;;}f

.

.

.

• -

.

_ ..

-c

-..

.;;1 I[§~~~, ~~ 'r.- .~. ~-{~. f~~~A~Ê$~ :i:~;;~è~:1,~:f~

solid ~t1~"'~~~':. .. ~.{!-:l ".~~~, 1~~ ~ .~·~L~~~\:'~:-'

Figure -4Representation of observed t'ntrainment of solids by a rising bubble (from Rowe

andPartridgc[IO]l. (Uit ref. 13)

o

[-~:: I~:-

..

:·:~ ::~".:":\

/',

...

~

...

\~ ). .~ ~

.,

.~ ~ .~. :.\ ... ,

~

~·l·

..

'

'

;"0 '.'

~~I~f

o

o

""°9:

00 , ,

.

:.

:.:,~ç'"

'

-'

.:

..

~

.. '.J:--'

-.. \.'-.1~!~.:.b..,,- . c:1"~",,·h·"'if4 ~)v.i~lt 1;if~~~;:~~:%.tJ·~~~·, ..•• ';';t>.ä.:~~;..f.!.i",,,,

o

c

·

::·:

.

:·~·;·.T."··::::·~

.'

.

.

..

~. :. .' ; .. " ï . : ... _... ·'-;t _~.: ;~ ·1~r·4:;~·~~·~i· .~.! ... l:lr-::;,::"1..IJ.;.::..~,, ~~ ~.;-;~~ ~..!. i.)~~v:"'~t..lf~ ,~~",:.",.~."'!;:~"':,{'y!.;(.~ .~~-6.~1.~~~~~~

o

( ( (

c

( ( ()

o

o

19

het nog moei l ijker adequate correlaties te vinden tussen

warmteover-drachtscoëfficient en systeemparameters. Dergelijke complexe systemen

kunnen alleen nog worden beschreven met overall-eigenschappen, door

bijvoorbeeld convectieve en stralingswarmte samen te voegen. Het

nut van de aldus verkregen gegevens is beperkt, en alleen geldig in

die opstelling, waar de experimenten zijn uitgevoerd. Toepassing op

andere installaties kan totaal andere uitkomsten geven.

8.3.

Toepassing van fluide bed reactoren bij het flexicoking proces Bij fluidisatie van vaste stofdeeltjes, zoals deze plaatsvindt in het flexicoking proces, zal er sprake zijn van een aggregatieve fluidi-satie met een emulsie- en bellenfase. Onderzoek naar de gedragingen van een bel in een fluide bed heeft geleid tot het model , dat staat

afgebeeld in figuur

4

(19).

Hoewel er weinig kwantitatieve gegevens zijn van de beweging van vaste stofdeeltjes in een fluide bed mag er worden aangenomen dat de vaste

stof als ideaal gemengd beschouwd mag worden.

De gasbellen in de bellenfase veranderen tijdens hun weg door het

bed in diverse opzichten: T.g.v. onderlinge fusie veranderen ze van

vorm en vollilme . , terwijl door uitwisseling met gas uit

de emulsiefase de bellen voortdurend van samenstelling veranderen. In

het algemeen zal het stromingspatroon een combinatie zijn van vatgeo-metrie en type fluidisatie.

( (

c

c

c

( ( 20

9. Procescondities en berekeningen

In dit hoofdstuk zullen de verschillende reactoren met de eventueel daar-bij behorende reacties worden besproken. Met behulp van de verkregen resul-taten en andere literatuurgegevens zullen de reactoren worden gedimensio-neerd. Tenslotte zal aandacht worden besteed aan de dimensionering van de bij de reactoren behorende apparatuur.

9.1 .Berekening van de reactiewarmte ~n de reactor

Het kraken van het zware residu verloopt v~a een endotherme reactie. Er moet dus warmte aan de reactor worden toegevoegd om het kraakproces continu

te laten verlopen. De warmte die hiervoor nodig is bedraagt 1390 kcal/s voor de aangenomen voeding.

De berekeningen, die hiervoor zijn verricht, staan vermeld ~n bijlage I.

9.2. Berekening van de reactiewarmte ~n de vergasser

Kinetiek

Zoals reeds eerder werd vermeld wordt een gedeelte van de cokes in de ver-gasser met behulp van stoom en lucht bij 900 Oe omgezet in

verbrandings~

gassen, genaamd cokesgassen. Deze vergassing verloopt via meerdere reacties, die hieronder staan beschreven:

). e

+ ~02 2.

e

+ ,V02 -fJ> CO ~ CO 2 6H 2S= -26.6 kcal/mol .o.H 2S= -67.4 kcal/mol

Wanneer lucht en stoom v~a de gasverdeelplaat de reactor binnenkomen, zal in het onderste gedeelte van de reactor de zuurstof uit de lucht met de

o

coke reageren. Dit zijn zeer snelle, exothermische reacties (zie reactie

o

o

r-,0 " ) en 2).

Wanneer er zich geen zuurstof meer bevindt ~n het gasmengsel wordt de om-zettingssnelheid sterk verlaagd. Alleen de langzame Boudouard en de

(

c

(

c

( (

o

o

o

o

21

stof-stoom reacties vinden nog plaats. De koolzuur ~s afkomstig van de

reactie van zuurstof met coke.

Beide reacties zijn endotherm.

3. C + CO 2 ~ 2CO 4. C + H 20 - . CO + H2 ~H25= +40.8 kcal/mol ~H = +31.1 kcal/mol 25

In de ruimte tussen de deeltjes vindt nog de volgende reactie plaats:

- 9,7 Kcal/mol

De reacties 1,3 en 4 verlopen via het 'shrinking core model with changing

size'. Het verloop van de reacties via dit model kent de volgende mogelijke

snelheidsbepalende stappen (16):

a. Diffusie van de gassen uit de bulk van de gasstroom naar het oppervlak

b. Diffusie van de gassen vanaf het oppervlak van de coke-deel tj es de po-..

-0·· .

r~en ~n

c. Adsorptie van de gassen aan het oppervlak

d. Reactie van de gassen met coke

e. Desorptie van de producten aan het oppervlak

f. Diffusie van de producten de poriën uit

g. Diffusie van de producten naar de bulk

Doordat de reacties bij hogere temperatuur plaatsvinden (900°C), zal de diffusie van de reactanten naar het oppervlak de snelheidsbepalende stap

z~Jn.

De bovengenoemde reacties blijken autotherm te verlopen bij een

tempera-o

tuur van 600 C (20).

Berekening

Uit de praktijk blijkt nu dat de hoeveelheid cokes die per tijdseenheid in

de reacto~-wordt gevormd,gelijk is aan de hoeveelheid cokes die per

tijds-eenheid wordt vergast (4).

Nu is gegeven dat 0.88 kg/s cokes wordt gevormd. Dit is dus tevens de

hoe-veelheid die wordt vergast. Het blijkt nu dat deze cokes voor 95% in

gas-vormige producten wordt omgezet. Het restpercentage bestaat uit as.

Voor het continu bedrijven van de flexicoker blijkt dat de reactie van

(:,)kes met zuurstof de warmte moet leveren voor de endotherme

kraakreac-. /...l/I--<-\.~I':lo ,'~'>

---c

c

22

ties, het opwarmen van lucht en stoom, en bovendien warmte levert voorde

endotherme reacties in de vergasser.

De berekeningen hiervoor zijn uitgevoerd ~n bijlage 3.

9.3. Massa- en warmtebalans

De warmte die nodig is voor de endotherme kraakreacties wordt geleverd

door een gedeelte van de cokes te verbranden. Zoals uit de beschrijving van het proces blijkt, wordt deze warmte getransporteerd met behulp van een coke-circulatiesysteem.

Om de diverse reacties en stromen continu te laten plaatsvinden zullen warmte- en massabalansen aan elkaar moeten voldoen.

Dit zal ~n het hier volgende gedeelte worden besproken. Hierbij wordt

aangenomen dat warmteoverdracht naar de wanden van de reactor niet

plaats-vindt.

Uit bijlage 3 volgt dat bij 900 oe de exothermische verbrandingsreactie

levert: 32.~88.9= 2862 kcal

Voor de endotherme reacties ~s aan warmte nodig:

coke-stoom

coke-koolzuur

32. 1~24.9= 799 kcal

5.4~44.0= 222 kcal 1021 kcal

Dan blijft er na deze reacties netto 1841 kcal over voor het opwarmen van

() stoom, lucht en cokes.

()

o

Voor het opwarmen van stoom en lucht ~s nodig:

f

."2"

.AT +

1

.e

.AT l ms Ps s _{fm l} Pl

t

m l= 4.42 kg/s c 0.262 kcal/kg oe Pl

AT

= 1 840 oe

~m=

0.58 kg/s , , :'\' '\ \,~~' .,," ,,~ ... ;v' " s

+e

= 0.513 kcal/kg oe Ps AT= 400 oe s "

I

_ C '

_ - - - - -

---J

(

c

c

c

c

(

o

o

o

o

o

23

Er is dus 1091 kcal nodig voor het opwarmen van de gassen.

Dan blijft er 750 kcal over om cokes op te warmen. De volgende hoeveel-heid cokes kan dan worden opgewarmd:

~

.e

.AJ

=

750 kcal/s Tmc Pc c

0.338 kcal/kg oe

AT

= 300 oe c

Hieruit volgt

voor~m

c 7.40 kg/s. ;,1 I' \ 'f • \.\. _ .. -'-. ... ~ , "

-I · _, , " I

Met de warmte die de cokegassen en de hete coke-deeltjes naar de heater transporteren, kan de 'koude coke' worden opgewarmd. De temperatuur die in de heater heerst is 600 oe.

Dan kan er door hete cokes en cokegassen worden overgedragen:

) . .

e

.

.4,T

=

1303 kcal/s

'rm

p c g g o c 0.303 kcal/kg e ~ Pc

AT

= 100 oe c

Hieruit volgt voor1)m c

43.00 kg/s

Een gecombineerde massa- en warmtebalans toont dat de heater als een soort 'warmtewisselaar functioneert in de flexicoker, waardoor deze unit stabiel en flexibel kan worden bedreven.

Eén en ander staat weergegeven in figuur 5.

42.12~~---f---~i:~~

7.41

43. 00 ~~~-'"'l ~

_________

--,I--.~ 8.29

( ( (

c

( ( 24

Met de hiervoor berekende gegevens k3n nu, door een massa- en warmtebalans over de reactor te nemen, de hoeveelheid toegevoerde stoom worden

bere---.

kend die nodig is om het bed in de reactor te laten fluidisseren en ge-deeltelijk de kraakreacties te laten verlopen.

Dit kan berekend worden doordat bekend is dat de endothermische warmte, nodig voor de kraakreacties, opgebracht moet worden door de stoom en de cokestroom uit de heater:

=ÀH . react~e AH . react~e 1390 kcal/s 1m 42.12 kg/s c c 0.303 kcal/kg oe Pc c 0.513 kcal/kg oe Ps

AT

= 100 oe

AT

100 oe s c

Dan volgt voor*,m 2.2 kg/s.

s

9.4. Dimensionering van de reactoren

Bij het flexicoking proces wordt de deeltjesgrootte in de reactor op

-3

la

m gesteld (5) . Aangenomen wordt dat coke-deeltjes die onderuit de

reactor komen deze grootte bezitten.

Via de iteratiemethode kan de deeltjesgrootte ~n de heater en de vergasser worden bepaald.

Zoals eerder werd beschreven vindt de reactie ~n de vergasser plaats

o

volgens het'shrinking core model with changing size~ Dan geldt:

t/T

=

1- R/R

i

=

1- (l-fB)0.3 Hierin is tB= O. I I

o

Nu geldt voor de reactor een d

p = 1000 fm

o

o

o

voor de heater een d

p = 994rm ~.

i)

voor de vergasser een d

p

Bij deze berekeningen is aangenomen dat de deeltjes zich homogeen door I L-- r_d ~ "-,.'

de reactor naar boven bewegen.

(

~ ---~----

-25

9.4. I. Berekening van de fluidisGtiesnelheden

Met behulp van de vergelijkingen 2,5 en 6 uit hoofdstuk 8 kunnen u

mf' u

f en Uopt berekend worden (zie tabel 6).

( Tabel 6. Berekende waarden voor de verschillende snelheden

G:t

Cffi/

')

Ut (mi s) u _op t(m/s) reactor _{0.30) \} 0.78 0.68 heater 0.23 \ 0.62 0.53

c

vergasser 0.17 0.66 0.47

C

Er zal nu met de volgende fluidisatiesnelheden worden gewerkt:

c

( Reactor Heater Vergasser Voor de heater en de

(08

)

~7

0,53

vergasser is

snelheid, terwij 1 voor de reactor

fluidisatiesnelheid in de r eactor

de U

f waarde gelijk aan de

optim.ale-U

f kleiner dan U opt is. De gekozen

is gebaseerd op het fei t dat deeltjes

met een diamet er die groter of gelijk aan

1000

urn is uit de reactor

moeten verdwij~en naar de heater.

r

_{, J}

'

_9.

_4.2.

_{Berekening van de diameter van de reactoren}

Algemeen geldt:

o

De berekende waarden zijn in de volgende tabel samengevat.

0

(Kg/s) (Kg/m

3 )

UfCm/s) d Cm)

Reactor

2,20

0,285

0,28

5,9

Heater

4,83

0, 42 7

0,53

3,4

0

Vergasser

5,0

0

0,284

0,47

6,9

(

c

c

c

c

c

r-,

~)

o

25a

9.4.3. Berekining van de bedlengte, bedgewicht en drukval.

Reactor:

In het collegediktaat van V.d. Berg en W.A. de Jong staat beschreven dat voor

een kraakreactie de verblijf tijd van de gassen ~n de reactor 0,1 - 2 sec.

"

bedraagt (21) . In ons ontwerp hebben wij voor een verblijf tijd van een sec.

gekozen. Er geldt dan dat

U

f

Hieruit volgt dat Lf 2,8 m.

uit Kuni en Levenspiel (13) volgt voor de statische bedlengte

Lf 1 - Emf

I -

ET

0,5 volgt dan voor de waarde van L

mf L

mf 2,3 m.

(

c

c

(

c

( 1

0

o

o

o

o

26

Invullen van de gegevens levert

M = 57302 Kg.

Voor het berekenen van de drukval over het bed kunnen we gebruik maken van

vergelijking (I):

Invullen levert AP 20601 N/m2 0,21 x 10 5 N/m 2 .

Heater:

Voor het dimensioneren van de heater ~s gebruik gemaakt van het feit dat de

verblijf tijd van de cokegassen in de heater voldoende moet zijn om de cokes

o

op te warmen tot 600 e en de temperatuur van de cokegassen te laten dalen

tot 600oe.

Voor het bepalen van de warmteoverdrachtscoefficient werd er gebruik gemaakt

van de volgende relatie (13):

Nu

Re 0,3 Re 1,3 0,069 Wim oe 3,39 (22) . -, . " \ .'7" , , ' f ' ,1

hieruit volgt voor h een waarde van 102 W/m2 oe.

p

, -(

Als de warmteverlies v~a de wand van het bed wordt verwaarloosd,levert een

warmtebalans over de gas over een volume element :

In

uit

+ Overdracht

-ë

x G x dT h x a x (T - T ) dl.

pg g p g s

Hierin is G

=

~~/~ed

en wordt uitgedrukt in Kg/m2s.

Aangenomen dat de coke een uniforme tempt ratuur heeft en tevens plug flow

van de gas, dan levert integratie van de warmtebalans:

T T g"""" s in T , T g, ~n s h a l p G

e

pg

uit de e~s dat het verschil tussen T en T oneindig klein moet ZLJn:

(

c

c

(

o

o

o

o

27

Uit de e~s dat het verschil tussen T . en T oneindig klein moet zijn:

g,u~t s T . - T g,u~t s T . - T g,~n s h 102 W/m2 p 2 G 0,64 Kg/m s 10-98 C = 1,26 103 J/Kg

oe

pg

9

L = 0,6 m. dan ~s en

A

p Vergasser: . 0,5 m. 2 1500 x 0,5 x 0,6 x 0,25 x (5,7) 11483 Kg 5 2 0,051010

Nim

.

In het proefschrift van M.J. Groenveld (23) staan nadere gegevens over de

reactie-snelheidsconstante van de reactie van coke met stoom en luchte De reactie van

coke met 02 kan als oneindig snel worden verondersteld, en vindt alle~n plaats in het onderste gedeelte van het bed.

Bepalend voor het deminsioneren van de vergasser ~s de reactie tussen stoom CO

2 gas. In dezelfde referentie staat meerdere gegevens hierover. Het blijkt

dat de K-waarde grafisch kan worden bepaald uit een Arrhenius plot. Deze bedraagt 8 x 10-3

mis.

Dan is volgens het"shrinking care model with changing size"

1500 x 478 :. '2716 sec. 8 x 10-3 x 0.033 en

,

( j

I

t-~ L _. ,-, l , .•• ' I .'

J

(

c

( ( ( ( 28

/ (r

t L 49 m.

Deze lengte is veel te groot. Dit kan verklaard worden door het feit dat

geen rekening is gehouden met de activiteit van de koolsoort. Vaneer deze

factor zou worden ingevoerd, kan mischien een redelijke bedhoogte worden

gevonden.

Verder is in de literatuur gegeven dat de verblijf tijd van stoom en lucht

in praktische installaties 0,25 - 2 sec. bedraagt (24). Als wij een

ver-blijf tijd van I sec. aannemen dan volgt

0,47 x I 0,47 m.

dan geldt voor L

mf 0,4 m.

voor het bedgewicht

M

voor de drukval geldt ~p

13455 Kg.

21

= 3458 N/m .

9.4.4. Berekening van de T.D.H.

De T.D.H. \vordt bepaald m.b.v. empirische relaties en gegevens van Zert's en

Wiel of met de correlatie van Amite et al. (25, 26).

T.D.H. 0,1 47 x UI,2 f ~ (2 4 2, - 1,2 x ln U ) f T.D.H. wordt in cm en U f in cm/sec. weergegeven. Reactor Heater

·

·

·

~ Vergasser ~ T.D.H. T.D.H. T.D.H. 9.4.5. Type fluidisatie 1,47 m. 3,04 m. 2,65 m.

Het type fluidisatie kan m.b.v. de volgende combinatie van dimensieloze getallen bepaald worden:

(; ( ( (

c

(

c

()

Cl

o

o

Cl 29

Als dit product kleiner is dan 100 zal 111 particulate fluidization"

op-treden, en anders "aggregative fluidization".

Er bleek dat in alle drie gevallen " aggregative fluidization"optreedt.

9.4.5. Controle op chanelling en slugging

Boelens geeft een empirische relatie, waarmee de penetratiediepte (D ) pen berekend kan worden. Als D gelijk is aan Lf' dan is er sprake van

pen channeling. De relatie luidt

D

=

69,4 x d x log (U

x~)

- 79,05 d pen . or or l'oJO\, or A Vergasser Met U or waarde; 15.6 de 3

mis en

p

=

1.08 kg/m volgt voor

g,or

penetratie kan verwaarloosd worden.

D een negatieve pen B. Heater Met U or Als d or

,

,

, ,

, ,

,

,

,

,

, ,

3

49.8 mis en

F

=

0.427 kg/m volgt voor de penetratiediepte:

g,or = 2.10- 3 dan -3 ,,3. 10

,

,

-3 ,,4. 10

, ,

-3 ,,5.10

, ,

lS

,

,

, ,

,

,

D 7.91 d D pen

, ,

, ,

,

,

pen or -3 = 15.8.10 -3 ,,23.7.10 -3 ,,31.7.10 -3 , ,39.0.10

Zoals uit bovenstaande waarden volgt, is de kans op channeling erg klein. Slugging treedt alleen op bij smalle bedden; in ons geval zal dit ver-schijnsel niet optreden.

9.5. Berekening van de cyclonen

Er kunnen twee soorten cyclonen worden onderscheiden, nl. cyclonen die zich in de reactor bevinden, en cyclonen die zich buiten de reactor be-vinden.

Bulk der.sity: . 0.24 gm/cmJ_

T

. TDH I U.32 - - - - , . . f f - - - j .

I

:::

-"---,

,

,:-~:~"-;1'!iJt-,

;

"';r~.:7"t~i';i'"'~':'f';";"

,

~"I"J~~~;

Figure

6

Three-st2ge cyclonc in a fluidized bed reactor (adapted from Zenz and Othmer [3J),

e

ui t re f. 13)

c

( (

c

o

Figure

7

Trickle v~h<c (Ducon Co,).

e

ui t re f •• 1

3

)

o

o

o

o

o

(

30

Wanneer in grote installaties een snelle solid-circulatie plaatsvindt,

c

~s de entrainment van kleine deeltjes ~n het gas een ernstig probleem.

Om nu verlies van deze (coke)deeltjes te voorkomen, worden cyclonen ~n

de reactor bevestigd. Vaak worden twee à drie cyclonen gebruikt. In figuur

c

6 staat een constructie van drie cyclonen in een fluide bed afgebeeld.

Het niveau van de inlaat van de eerste cycloon wordt bepaald door de

TDH. De diametersvan de pijpen die in het het bed steken worden gaandeweg

(

smaller om een lagere scheidingssnelheid te voorkomen.

Tijdens het opstarten, wanneer er zich nog geen fines in de pijpen

bevin-den, vindt er kortsluiting plaats tussen het gas en de deeltjes. Dit

(

kan leiden tot een ernstig verlies in de totale hoeveelheid solids. Om

dit te vermijden is een zgn. 'Trickle Valve' (zie figuur 7) ontworpen.

Bij de berekeningen van de cyclonen in de reacto~ en heater is niet

be-(

kend welke limiet voor de deeltjes wordt aangehouden, die moeten worden

afgescheiden.

(

Berekening

Gebruik wordt gemaakt van een gascycloon, die volgens figuur 8 ~s

gedi-mensioneerd (29).

-6

De d

SO wordt gesteld op 4.10 m (29).

Nu gelden de volgende formules:

1

'f

...

r)

d~o

_-

t

O~I~.

1) () .

t\

~.rv\

6r·V;~

Voor de drukval geldt:

'2.

0

.~p=

4r~·\lUv\

I

( - -

-

-

- - -

.

_ - - -

_-

_-

_-

-(

c

( (

c

c

o

o

c

<-(

c

( ( ,

o

o

o

o

I

I:

o

31

Met N cyclonen parallel en een vierkante cyclooninlaat geldt:

Reactor

Er wordt gekozen voor 2 cyclonen parallel:

N 2 0.897 3 fg kg/m

~m

4.55 kg/s g q)v 5.07 m /s 3 g -6

19

= 15.10 kg/ms

Dan volgt voor _{d. ~n} 1 0.31 m

v

inl 26.9 mis

5

N/m 2

p 0.25.10

Hea~ : Er wordt gekozen voor drie cyclonen parallel.

N 3 f g 0.427 kg/m 3 Pm 5.83 kg/s g 3 1v _g 13.65 m /s -6

1

g

=

37.10 kg/ms

Dan volgt voor d. 1

~n

p

0.28m

59.6 mis

- - - . _ -(, (

c

c

c

( (

o

o

o

() 32

De cyclonenbatterij na de heater moet er voor zorgen dat er een efficiente

scheiding plaatsvindt tussen de cokegassen en de fines. Bij analyse van

de fines in een practische installatie bleek dat 50% van de afgescheiden

deeltjes een diameter te bezitten van 25-70

rm,

en de overige 50% een dia

-meter van 5-25 pm (5).

Tenslotte worden de kleinste deeltjes van de gasstroom in de

venturiscrub-ber afgescheiden. De gemiddelde diameter hiervan bedroeg 5

rm.

Door de cyclonenbatterij wordt 0.044 kg/s as verwerkt.

Berekening

Er wordt gekozen voor drie cyclonen, parallel t.o.v. elkaar.

fg I. 35 kg/m 3

~m

5.83 kg/s g

O/V

g 4.32 m 3 /s N

=

3 _ng

Dan volgt voor d. 1

~n p 209 x 10-7 Kg/ms. 0.23 27.8 mis 0.41.105 N/m2

uit figuur 8 blijkt dat het rendement voor de vangst van deeltjes met een d

p 25-70 r-m een bedraagt.

Deeltjes met een d

p van 5-25 ~ worden met een rendement van 0.9 af

ge-vangen.

o

_/

De rest van de as wordt door de venturiscrubber afgescheiden van de gas-stroom.

û

(

c

c

c

( ( ()

o

o

o

o

33 9.6. Drukval ~n de transportleidingen

In het circulatiesysteem kunnen de solids op twee man~eren getransporteerd

worden, nl., via een stroom met hoge bulkdichtheid, of via een stroom met

lage bulkdichtheid.

In dit ontwerp zal gebruik worden gemaakt van de laatst genoemde transport_

methode. Er ~s dan sprake van pneumatisch transport. Hier bedraagt de

ver-houding van de solidstroomsnelheid t.O.v. de gasstroomsnelheid 1 tot 20,

en wordt niet groter dan 80. De gassnelheid is gewoonlijk gelijk of groter

dan de terminalesnelheid van de deeltjes.

Pneumatische transport vereist hoge gassnelheden, wat echter gepaard gaat

met hoge frictie, snelle attritie van deeltjes, en ernstige erosie van de

transportleidingen. Aan de andere kant moet dus de snelheid zo laag mogelijk

gehouden worden.

De minimale snelheid wordt bepaald door het afzetten van solids uit de

gas-stroom tegen de pi.jpwand. Voor vertikale opwaarts transport is dit genaamd

de " choking snelheid ". Beneden deze snelheid kan slugging optreden.

De kinetische voorwaarden waarbij slugging ontstaat wordt weergegeven door:

G

s,ch

(1 -

E c h) ( U h c - U ) t

Het blijkt dat Ech sterk afhankelijk is van de dichtheid van de deeltjes,

maar onafhankelijk van de deeltjesgrootte. De correlatie tussen Ech en de dichtheid staat weergegeven in figuur 9.

dp ~ 0.17 mm l.0 , - - - , - - - r - - - , - - - , 0.98 -0.96 -1.68 O.940~----"O:---:~----::----~4

Figure q Voidagc of an upward-flowing gas-solid mixture at the choking _elocity

(re-arranged (rom Tablc 10.3 in

[3))-(ui t reL 13) L ( (

o

o

o

o

o

c

o

(

c

r

'-c

o

o

34

Berekening van de opwaartse stromen

De drukval in de leidingen kan berekend worden m.b.v. de Bernouilliver-gelijking. Deze moet dan aangepast z~Jn aan de flow van de gas-solid meng-sel. De frictie ~n de buizen wordt verwaarloosd. Kuni en Levenspiel poneren dat deze weerstand veel kleiner is dan de statische hoogte (13).

Als transportmedium voor de solids naar de reactor werd er gebruik gemaakt van stoom.

Reactor - Heater

Er wordt voor dit transport gebruik gemaakt van een buis met een diameter van 1 meter. 2 Voor een G s,ch 53,6 Kg/m s 1500 3 Ps Kg/m ~ - E: ch 0,04 (zie fig. ) 6,3 m/ s

volgt dan volgens vergelijking (1) voor U

ch 7,2 mis.

De gassnelheid moet altijd hoger z~Jn dan U

ch' In dit ontwerp ~s voor een gassnelheid gekozen van 20 mis.

Nu geldt voor deeltjes die omhoog worden getransporteerd:

u

~

U - U

~

'

1

3, 7 m/ s .

s g t

Nu is het mogelijk de drukval over de buis uit te rekenen, waardoor het

transport van het gas-solidmengsel plaatsvindt van de heater naar de reactor. Voor de lengte van de transportbuis wordt 10 meter aangenomen, terwijl de hellings hoek 450 bedraagt.

G U 2 · ~

g x Pg X E: = 5,55 Kg/m softewel 4,32 Kg/s:::

'fm s

Er is dus 4,32 Kg/s stoom nodig om 42,12 Kg/s solids van de heater naar reactor te vervoeren.

(

c

c

c

0

0

0

o

35 Nu geldt: g ( h 2 - h l ) p G .. U s s +

-waar1n de eerste term de statische hoogte voorstelt terwijl de tweede term een versnellings factor voorstelt die belangrijk is bij hoge snelheden. Experimenten tonen een fout in U van ongeweer 20%.

s

p = p ( I

-s E ) + P g

3 E

=

60 Kglm

Dus de drukval bedraagt 0, I I x 105 N/m2.

Controle: G

s

I

G

=

9,8)hetgeen voldoet voor pneumatische transport. Heater - Vergasser

Op analoge manier wordt de flowsnelheid van de gassen berekend voor het solid-transport tussen de vergasser en de heater.

Het solidtransport vindt plaats m.b.v. een fractie van de coke-gassen. Dan 1S gegeven Ut 6,0 mis E: ch 0,96 d t 0,56 m 2 G s,ch = 30, I Kglm s. Hier uit volgt voor

U

ch = 6,5 mis.

Aangenomen wordt een gassnelheid van 10 mis.

4, I 2 Dan 1S G Kglm s Dit geeft <Pm,g Kgls f'II tV 3,5 mis. U U - U = _{10 - 6,5} s g t

Dan geldt voor _{P2 -} P = 0,07 x 105 Nim 2

/

/ \

l

I

i

F' .gure 10 Eff 1= 305 cm eet of type of pi e ( ,tl

=

45' P eXit on s I d . t . 0 I tra f

U~

re f

_{• '3)}

ns er rate (fro _{m T"" [10])}

.

_J

,=

10.5 cm, () ( ( ( c--'

o

o

o

)

o

I

.(. ( (

c

( (

o

o

o

36 Neerwaardse flow

De transport van de solids van de reactor naar de heat er en van de heater naar de vergasser wordt verricht m.b.v. gravitatie .. Er kan onderscheid gemaakt worden tussen een stroming van hoge naar lage en van lage naar hoge druk. In het eerste geval hebben de deeltjes een lagere snelheid

dan het gas, terwijl in het tweede geval dit andersom is. Ook de constructie van de uitgang van de pijp is belangrijk zoals in figuur 10 te zien is. Het blijkt namelijk dat de grootte van de drukval afhankelijk is van hoe deze uitgang lS geconstrueerd. Bij het ontwerp van een

c.

( (

c

(

r

Cl

o

o

o

37

10. Rendement en economische aspecten

10.1. Rendement

In de flexicoker worden de zware residues vooY99% omgezet 1n lichtere

gasvormige en vloeibare producten.

Het rendement van de flexicoker bedraagt dus 99%.

10.2. Economische aspecten

Voor de berekening van de investeringen voor dit ontwerp is gebruik gemaakt van de schattingsmethode van Zevink - Buchanan (32). Daarvoor

wordt de fabriek verdeeld in zogenaamde" functionele eenheden". De methode is erop gebaseerd dat zo'n eenheid, onafhankelijk van de soort, een 1nves-tering vereist die bepaald wordt door de doorzet en de complexiteit. Daarom wordt een "complexiteitfactor" Cf gedefineerd:

F t F p. F a temperatuurfactor drukfactor materiaalfactor 0,018.(T - 290 ) / 100 max O,I.logP max 0, I .(RVS - 400 series). 0,2. (RVS - 300 series).

De prijs per eenheid wordt bepaald uit standaardgrafieken, waar deze prijs als functie van de doorzet met Cf als lopende parameter gegeven is. Deze prijs moet vermengevuldigd worden met 1,33 ( deze term moet de utilities vangen) en 204 / 109 (indexcijfer 1971-1980).

De keuze van de functionele eenheden en de berekeningen van de investeringen daarvan zijn verzameld in onderstaande tabel.

( ( ( C

c

( Cl

o

o

o

38 Productietijd 8000 uur/jaar.

Keuze funct. eenh. F F F _Cf 6

t P a IE x 10

Reactor 0,09

°

0,3 4,91 1,7

Heater 0,10 0,02 0,3 5,26 2,7

Vergasser 0,16 0,05 0,3 6,47 2,7

Productie: Reactor kraak-gassen :1,18 x 105 ton/jaar.

heater

---Vergasser: Coke-gassen :1,66 x 10 5 ton/jaar.

6 Dfl 5

(1,7 + 2,7 + 2,7 ) x 1,33 x 10 x 2,85 x ----:~ 10 ton/jaar

$

53,7 x 106 Dfl.

Het was verder niet mogelijk een rentabiliteitsfactor te berekenen, daar

39

c

11. Referenties

1. Starmont, D.H., Hydrocarbon Proc. june 13, 85, no. 24, (1960).

2. McDonald, J. and Rhys, C.O., 5th world Petroleum Congres,

c

3. Blaser, D.A., Rioda and Saxton, A.L., Hydrocarbon Proc., september,

137, (1971).

4. Matula, J.P., Weinberg, W. and Heisman, H., 37th Midyear Heeting, A.P. lo

C

Division of Refining, New York, (1972).

5. Matula, J.P., Molstedt, B.V. and Ryen, D.F., 40th Midyear Meating,A.P.l.

Division of Refining, New York (1975).

6. Griffel, J. Philips, G.E. and Spry, J.C., 41th Midyear Meeting, A.P.l.,

( Division of Refining, New York (1976).

7. Blaser, D.E. and Edelman, A.M., 43th Midyear Meeting, A.P.l.,

Division of Refining, New York, (1978).

8. Burk, R.A. Kociscin, J.J., Schroeder, H.F. and Shak, G.N., Hydrocarbon

( Proc., september, 136 (1979). r-\

o

o

o

o

9. Edelman, A.M.Lipuma, C.R. and Turpin, F.G., 10th World Petroleum

Congres, 167, ~, (1980).

10. Edelman, A.M., Lipuma, C.R. and Turpin, F.G., 10th world Petroleum

Congres, 167,~, (1980).

11. Petroleum Refiner, 33, no. 11, november (1954).

12. Perry, R.H. and Chilton, C.H., Chem. Eng. Handbook, 5th ed.,

MacGrow-Hill (1973).

13. Kunii, D. and Levenspiel, 0., Fluidization Eng., London, J.Hiley and

Sons, (1969).

14. Ergun, S., Chem. Eng. Progr., ~, 89, (1952).

IS. Hen, C.Y. and Yu, Y.H., A.loCh.E. Journal, 12,610 (1966).

16. Levenspiel, 0., Chem. Reaction Eng., 2ed,.

17. Hilhelem, R.H. and Kwauk, M., Chem. Eng. progr., ~, 201 (1948).

18. Agarwal, J.C., Davis, W.L. and King, D.T., Chem. Eng. Progr.,

58, 85, november (1962).

( ( ( ( ( (

n

() ()

o

40 rd

19. Coulson, J.M. and Richardson, J.F., Chem. Eng. ~,3 ed. Perganzon Press Oxford (1978).

20. Comprimo Rapport, Fluidised Bed Combustion of Coal, ed. Verbeek, L. Poolman, L., and Fortuin, J., (1978).

21. de Jong, W.A. and van der Berg, P.J., lntroduction to Process Tech. Delft (1980).

22. V.D.I. Warmteatlas, 2, Auflage (1974).

23. Groeneveld, M.J., Dissertatie, T.H. Twente (1980).

24. Chem. Abstracts,

22,

P 16696n.

25. Zenz, F.A. and Wiel, N.A., A.I.Ch.E. Journal, ~, no.4, 472 (1958). 26. Amiten, Chem. Tech. Fuels Oils, 3-4 , 181 (1968).

27. Romero, J.B. and Johansen, L.N., Chem. Eng. Progr. Symp. Series,

~, 38 (1962).

28. Boelens, G., Gas/Solid Fluidization, T.H. Delft (1979).

29. Zuiderweg, F.J., Collegediktaat, Fysische Scheidingsmethoden, T.H. Delft (1980).

30. Edrnister, W.C., Hydrocarbon Proc. july 7, 123 (1973). 31. Loon, W.V., Dissertatie, T.H. Delft (1952).

32. Therrnodynamic properties and Reduced Correlations For Gases, Canjar and Manning, F.S., 119, 142, 175 (1967).

33. de Jong.

F"

College Dictaat, Apparaten Voor Warmteoverdracht. 34. Montfoort A.G., Collegediktaat, De Chemische Fabriek, deel 11,

T.H. Delft (1976).

-c.

( ( ( ( ( ( (, N' Mi I

~

_H

i

0

-IJ .• .-1 'p

o

o

UIIlil

J

o

/1

~t~

v·v-i

n'"--V " 1/ (

c

c

c. )

o

o

()

o

c

(

c

( ( (

c

c

c

()

c

- - -- .- - -

-41

Bijlu~e 2.Berekening van de reactiewarmte in de reactor

Om de reactiewarmte bij 500°C te berekenen wordt gebruik gemaakt van het volgende schema (30):

De reactiewar~te bij 500°C wordt nu berekend door gebruik te maken van bekende ÓH waurden onder standaardcondities (bij 25°C).

c

Gegeven is dat :

6H

25

=

6H500 + 6H opvvarmen + bH afkoelen (1 )

Hier in zijn ~H _opwarmen en

bH

_afkoelen de warmtes die nodig zijn of vrijkomen bij respectievelijk opwarmen van de reactant of afkoelen van de producten.

Berekening van A H25

In tabel (7)staan de

l:l

Hc, 25 waarden gegeven van de voeding en versch-illende producten.

Uit de tabel blijkt:

~ H van de voeding

c,25

=

10000 Kcal/Kg

producten

=

10259 Kcal/Kg

i:J.

Hc, 25 van de

Hieruit volgt dat de 259 Kcal/Kg bedraagt.

reactiewarmte bij de reactor en bij 250C

Berekening van A H

opwarmen

Voor de opwarming van 1 Kg voeding is 0,633 x 475

=

300 Kcal nodig.

(=

c

IJ.

T)

p