Dimensionarea Unui Reactor

Universitatea Politehnica București Facultatea : Chimie Aplicată și Știința Materialelor Secția: Chimie Alimentară și Tehnologii Biochimice

PROIECT DE AN TEMA : Dimensionarea

unui reactor

CURS : Reactoare Chimice TITULAR CURS : Prof.dr.ing. G.Juncu INDRUMATOR PROIECT : Conf.dr.ing. Iosif Nagy

STUDENT : ANUL : IV

-2011-

2

Cuprins: Capitolul 1: Tema proiectului Capitolul 2: Locul si rolul reactorului in schema tehnologica 2.1 Introducere 2.2 Fisa procesului tehnologic a) Obtinerea uleiului de floarea soarelui b) Hidrogenarea uleiului c) Prelucrarea uleiului hidrogenat 2.3 Reactiile chimice a) Stoechiometrie b) Termodinamica c) Cinetica Capitolul 3: Modelul fizic al reactorului. Descrierea instalatiei de hidrogenare Capitolul 4: Modelul matematic al reactorului 4.1 Calculul volumului reactorului 4.2 Ecuatiile modelului matematic Capitolul 5: Solutionarea ecuatiilor modelului matematic 5.1 Metoda Euler de integrare a ecuatiilor diferentiale 5.2 Programul de calcul Capitolul 6: Analiza rezultatelor obtinute Capitolul 7: Fisa tehnica a reactorului Capitolul 8: Bibliografie Capitolul 9: Materialul grafic al reactorului 3

Capitolul 1 Tema proiectului Sa se proiecteze un reactor pentru hidrogenarea acizilor grasi nesaturati. Se cunosc urmatoarele date de proiectare:  Compozitia medie a uleiului vegetal: Acid linoleic: 66,1% Acid oleic: 22,5% Acid stearic: 4,3% Acid elaidic: 0%  Temperatura de lucru: T=1960C (469K)  Presiunea P=3,5 atm  Productia anuala: 190tS/an  Proprietati: Densitatea mediului de reactie: ρ200=0,8g/cm3 Vascozitatea dinamica: η200=6,15cP Diametrul particulelor de catalizator (Ni): dp=20*10-4cm Densitate nichel: ρNi~10g/cm3 Fractie de goluri: εp~0,5 Densitate particula: ρp=5g/cm3 Fondul anual de timp: 8000h/an Cifra de iod: CI=60

4

Capitolul 2 Locul si rolul reactorului in schema tehnologica

2.1 Introducere

Margarina a fost preparata prima data de chimistul francez Mege-Mouries in deceniul al saptelea al secolului trecut, folosind ca materii prime grasimi animale. Patentul lui Mege-Mouries a fost respins in Europa fiind brevetat in 1873. Pana in jurul anilor 1920 materiile prime erau de provenienta animala. Din anul 1920 incepe sa se utilizeze uleiul din nuci de cocos ca materie prima, iar din anul 1933 materia prima o constituie uleiurile vegetale, soia, floarea soarelui, etc. Hidrogenarea uleiurilor vegetale constituie (din punct de vedere al tehnologiei chimice) principala etapa in procesul de obtinere a grasimilor vegetale comestibile de tip margarina. Uleiurile vegetale sunt eter glicerine cu acizi grasi cu 16 – 18 atomi de C. Prin hidrogenarea catalitica a dublelor legaturi C = C din acizii grasi nesaturati se ridica punctul de topire al uleiului si se imbunatateste rezistenta la degradarea oxidativa. Hidrogenarea se realizeaza in faza lichida la temperaturi de 160° - 200° C si presiuni de 2 – 4 atmosfere. Catalizatorii utilizati sunt pe baza de Ni. Procesul de hidrogenare poate fi condus pana la disparitia completa a dublelor legaturi C =C; in practica se opreste reactia cand produsul are saturarea dorita, care se controleaza in timpul reactiei prin determinarea punctului de topire si a cifrei de iod.

5

2.2 Fisa procesului tehnologic

Sinteza margarinei se desfasoara in trei etape: a) Obtinerea uleiului de floarea soarelui; b) Hidrogenarea uleiului c) Prelucrarea uleiului hidrogenat.

a) Matera prima o constituie semintele de floarea soarelui. Pentru obtinerea uleiului materia prima este supusa urmatoarei succesiuni de operatii; - postmaturizarea, cca 30 – 60 zile dupa recoltare, cand semintele isi continua coacerea; - uscarea semintelor; - prajirea, decojirea, separarea de coji, macinarea, presarea mecanica; - rafinarea uleiului brut prin: diomucilaginareaprin tratament cu acid citric sau cu apa la cald; neutrlizarea prin tratare cu solutie de NaOH; decolorare cu silicat-gel, carbune, pamanturi rare, eliminarea cerurilor si gliceridelor cu temperaturi de solidificare sub 15°- 20°C.

b) O instalatie de hidrogenare se compune in principal din: - rezervor de ulei (1) - compresor de hidrogenare (2) - reactor (3) - vas de detenta (4) - vas de omogenizare (5) - filtru presa (6)

6

7

1

3 4

5

2

6

Figura 1.Schema de principiu a unei instalatii de hidrogenare.

Uleiul de floarea soarelui rafinat se introduce in rezervorul 1. Cantitatea de ulei ce se introduce in autoclava se masoara cu ajutorul unui contor ce se gaseste pe conducta de evacuare a rezervorului de masura. Dupa introducerea uleiului in reactor se adauga o suspensie de catalizator de Ni in ulei preparata in recipientul cu agitare 7. Se porneste agitarea si se incepe barbotarea de hidrogen de puritate 99%, si presiune de 2 – 4 atm; hidrogenul este transportat cu compresorul 2. Masa de reactie se aduce la temperatura de 180°- 220°C prin incalzire cu abur care circula prin serpentina reactorului. Reactia fiind exaterma, odata atinsa temperatura de lucru se opreste alimentarea cu abur si se introduce prin serpentina agentul termic pentru preluare caldurii de reactie. Desfasurarea reactiei se controleaza continuu prin luarea de probe din reactor si determinarea indicelui de iod si a punctului de topire. Cand s-a atins punctul de topire si cifra de iod dorite se opreste barbotarea de hidrogen, se raceste masa de reactie pana la temperaturi in jur de 100°C si se evacueaza in separatorul de gaze cu detenta 4. Din vasul de detenta masa de reactie este trecuta intr-un vas de omogenizare 5 la 7

presiune atmosferica. Catalizatorul este separat in filtrul presa 6. Catalizatorul depus pe panza filtranta se poate reintroduce in proces dupa o prealabila curatire si reactivare. c) Prelucrarea uleiului hidrogenat in vederea obtinerii margarinei consta in: - amestecarea uleiului cu ingredientele necesare; - obtinerea emulsiei; - ambalarea si depozitarea produsului finit, margarina. Ingredientele folosite in mod uzual sunt: lecitina, zaharul, sarea, vitamine, lapte, emulgatori si coloranti sintetici. Introducerea si amestecarea ingredientelor, pasteurizarea, racirea si cristalizarea emulsiei are loc in aparate corespunzatoare.

2.3 Reactiile chimice

a) Stoechiometria. Uleiul de floarea soarelui contine acizii linoleic, oleic si stearic.Acizii linoleic si oleic sunt acizi nesaturati. Procesul de hidrogenare consta in reducerea numarului de duble legaturi C=C. In tabelul 1 sunt prezentate mecanismele de reactie propuse in literatura. Acidul elaidic (izomerul trans al acidului oleic) nu exista in stare naturala, ci se formeaza in timpul procesului de hidrogenare. L = acid linoleic

E = acid elaidic

O = acid oleic

S = acid stearic

8

Autor

Mecanism

Catalizator

Zwieky

O H2

Ni

S E H2 H2

Gut si Kosinka (1979)

O

L

S

H2

E

H2

Dutton

Ni

L + H2

Hashimoto

O(E)+ H2

S

O H2 L

Pd Ni

S E H2

Tabelul 1. Mecanisme de reactie Dupa cum se observa in tabelul 1 nu exista diferente semnificative intre mecanismele propuse. In cele ce urmeaza se va utiliza mecanismul Gut – Kosinka, care ofera o concordanta foarte buna intre prezicerile modelului teoretic si datele experimentale.

b) Termodinamica Etapele elementare ale mecanismului de reactie sunt reactii exoterme. Pentru reactiile de aditie a H2 la dubla legatura C=C efectul termic se estimeaza la DHR = -20 Kcal/mol. Efectul termic al reactiei: O

E este DHR=4,6 KJ/mol.

c) Cinetica Expresiile de viteza ale procesului de catalitic G-L-S sunt expresii de tip LHHW,expresii care contin si efectele transferului de masa G-L si L-S. Mecanismul de reactie este format dintr-o succesiune de reactii elementare de forma: Acid1 + H2

Acid2

9

Din acest motiv exemplificam, in ipoteza stationaritatii etapelor, obtinerea expresiei de viteza pentru reactia: L + H2

O

Succesiunea etapelor care au loc impreuna cu expresia de viteza a fiecarei etape sunt prezentate in tabelul 2. Se considera ca etapa lenta, determinanta de viteza,reactia chimica. In conformitate cu aceasta ipoteza, viteza procesului are expresia: vp=mkηk*θHθL Aceasta formulare nu este insa utila in calcul. Viteza procesului trebuie exprimata in marimi masurabile. Pentru a exprima viteza procesului in marimi masurabile ( adica presiunea hidrogenului si concentratia de acid in faza lichida) se procedeaza astfel: 

din 4, 5 si 7 se expliciteaza θH si θL;



se inlocuiesc in expresiile lui θH si θL, CL,s,CH,s,Co,s cu valorile CL,l,CH,l,CO,l din 2, 3 si 8.

Nr.crt 1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8.

Etapa Expresia de viteza Difuzia gazului de la interfata G-L in vp=k'H,lal(CH,i-CH,l) faza lichida Difuzia gazului din faza lichida la particular vp= k'H,las(CH,l-CH,s) de catalizator Difuzia reactantului lichid la particular vp=k'L,las(CL,l-CL,s) de catalizator Adsorbtia gazului pe suprafata vp=kH[CH,s(1-θH)- θH/ KH] catalizatorului Adsorbtia lichidului pe suprafata vp=kL[CL,s(1- θL- θO)- θL/KL] catalizatorului Reactia chimica vp=mkηk*θHθL Desorbtia produsului de pe suprafata vp=-kO[CO,s(1- θL- θO)- θO/KO] catalitica Difuzia produsului spre faza lichida vp=-kO,las(CO,l-CO,s)

Tabelul 2. Etapele procesului

10

Expresia de viteza a procesului care se obtine este:

C H ,l -

vp kH

-

vp k ' H ,l � ds

v p = mk �� h k* � C H ,l

-

vp kl

+ C L ,l -

vp k L ,l � ds

- (C L , l -

vp k L ,l � ds

vp

CO ,l )� CO ,l -

k 'O , l vp '

+

k O ,l � ds vp vp 1 1 - ' - � (C L , l )(CO ,l )� k H ,l � d s kl k L ,l � ds kO , l � d s kL

vp kO +

1 kO

vp

Expresia astfel obtinuta este complicata pentru a putea fi utila in practica. Folosind urmatoarele presupuneri simplificatoare( confirmate experimental):  adsorbtia H2, L si O pe suprafata catalizatorului are loc la echilibru;  rezistenta la transfer de masa este neglijabila;  efectul difuziunii interne in particulele de catalizator se poate neglija;  la interfata gaz – lichid echilibrul fizic este dat de legea Henry; Expresia de viteza a procesului se reduce la forma: k� C L ,l

v p = mk � C L , l +Q � CO ,l k11 L

O k3 k4

k12

K PH � H K H , Q= O � unde K KL 1 + PH � H H

k2

S

E

Luand in consideratie ocuparea centrikor activi si cu speciile E si S si procedand in aceeasi maniera obtinem pentru reactiile elementare expresiile de viteza din tabelul 3. Parametrii cinetici care apar sunt prezentati in tabelul 4.

11

Reactia L+H2 k11 O L+H2 k12 E O k4 E

Expresia de viteza VRi=mk {(k11CL/CL+Q1CO+Q1CE+Q2CS)*(KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} VRi=mk {(k12CL/CL+Q1CO+Q1CE+Q2CS)*(KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} VRi=mk {(k4 Q1CO-k3 Q1CE)/( Q1CO+Q1CE+Q2CS))* (KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]}

k3 VRi=mk {[k2Q1(CO+CE)]/(Q1CO+Q1CE+Q2CS)* (KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} O(E) k2 S Tabelul 3. Expresiile vitezelor de reactie

unde: Q1=KO(E)/KL si Q2=KS/KL. Parametru Expresia k11 1,63exp(-15941/RT) k12 12,04exp(-21799/RT) k2 0,26exp(-9033/RT) k3 24,51exp(-27518/RT) k4 30,12exp(-23514/RT) Q1 0,5exp(-6678/RT) Q2 395,6exp(-34694/RT) KH/H 9,34*10-2exp(-1301/RT) R 8,314 Tabel 4. Parametrii cinetici.

U.M. l/mol*min l/mol*min l/mol*min l/mol*min l/mol*min KJ/Kmol°K

12

Capitolul 3 Modelul fizic al reactorului Descrierea instalatiei de hidrogenare Hidrogenarea uleiurilor vegetale se poate face in proces discontinuu sau continuu. Hidrogenarea discontinua se poate realiza prin trei metode, care difera dupa continutul hidrogenului in ulei si catalizatorul, astfel: - cu circulatie de hidrogen, unde hidrogenul se barboteaza in masa de ulei; - in atmosfera stationara de hidrogen, unde uleiul este pulverizat intr-o atmosfera de hidrogen; - prin circulatie combinata, atat a hidrogenului cat si a uleiului cu catalizatorul. Utilajele principale in instalatia de hidrogenare sunt: preincalzitorul combinat in schimbatorul de caldura recuperator ulei – ulei, autoclava de hidrogenare, instalatia de preparare a suspensiei de catalizator si dozare a catalizatorului, filtre de filtrare a uleiului hidrogenat, instalatii pentru recuperarea caldurii degajate in reactie. Autoclavele de hidrogenare difera prin sistemele de agitare utilizate si anume: - agitator elicoidal la partea superioara a autoclavei, care aspira amestecul din autoclava de la partea de mijloc si il aduce sub forma de picaturi in presa superioara; - agitare manuala cu palete – cel mai raspandit sistem; In ambele cazuri, hidrogenul este introdus prin barbotare la partea inferioara a autoclavei in masa de ulei; - sistem de recirculare a amestecului cu pompa centrifuga normala si cu reactor- ejector tip venturi. Reactorul are in interior un fascicul de tevi prin care intra hidrogenul si se disperseaza in stratul de ulei introdus printr-o conducta laterala. Reactorul trebuie sa fie construit dintr-un material rezistent la difuziunea hidrogenului. Autoclavele moderne au instalatii de uscare a uleiului sub vid la 20 mmhg inainte de hidrogenare. Umiditatea uleiului care este mentinuta sub 0,01%, are o deosebita importanta in calitatea hidrogenarii si mai ales la eliminarea urmelor de Ni din ulei. Tendintele actuale de modernizare a autoclavelor vizeaza: - un sistem cu agitare ultrasonica; - reactorul cu catalizator de Ni 5% pe alumina in forma de sfere; 13

- construirea unei autoclave de hidrogenare compartimentata, care sa cuprinda un control strict si imediat al circulatiei de hidrogen, starii catalizatorului, presiunii, amestecarii uniforme in toata masa, pentru a putea opri reactia exact la gradul de nesaturare dorit.

14

Capitolul 4 Modelul matematic al reactorului 4.1 Calculul volumului reactorului Compozițiile inițiale ale acizilor

cL0 = 1.834 mol L

kg

M L = 280

kmol kg kmol

M O = 282 cO0 = 0.3195

mol L

cE0 = 0 mol

cS0 = 0.1217

kg

M E = 282

L

mol L

Producția anuală

kmol

kg

M S = 284

kmol

tone( ac stearic ) an

Fondul anual de timp FTA = 8000

t = 196

ore an

T = 469 K

15

pa = 190

oC

Temperatura

Presiunea p H

= 3.5 atm

Consumul de hidrogen Grad de saturare (cifra de iod)

cifra = 60

cons = 750

Timp de reacție

t r = 5.5

Timp de încărcare și t i = 2 aducere la regimul de reacție Timp de evacuare a masei de reacție

t e = 1

cm3 kg

ore ore

ore

Durata unei sarje este dată de relația:

ts = ti + tr + t e = 8.5 ore Numărul de șarje pe an este: FTA Ns = = 941.176 ts

sarje

16

Masa unei sarje se calculează cu relația : ms =

pa  1000 Ns

= 201.875

kg( ac stearic) an sarja

n S =

ms

= 0.711

MS

XL = 0.8 n L0 =

nS XL

= 0.889

kmoli

kmoli

Volumul unei sarje este: V =

n L0 cL0

= 0.484

Coeficient de umplere

 = 0.7

3

m

17

Volumul reactorului este: V VR = = 0.692 

3

m

Înălțimea reactorului

H

Diametrul reactorului

D

3

D =

4 VR 1.2 

= 0.902

m

Se consideră raportul H/D=1.2

D=1000mm H:= 1.2•1000=1200 mm

H=1200mm

18

4.2 Ecuatiile modelului matematic CI=mL0/m[181,28(1-XL)+90,64*YOE] In conformitate cu modul de operare al reactorului industrial, pentru deducerea expresiei modelului matematic al reactorului se pt face urmatoarele ipoteze: - faza lichida in regim DC- ideal; - faza gazoasa, manocomponenta , in regim R- ideal; - se considera faza lichida saturata in hidrogen, deoarece hidrogenul este in exces fata de cantitatea stoechiometric necesara; - regim extrem, eolian; - densitate constanta a masei de reactie. In aceste ipoteze ecuatiile modelului matematic se reduc la ecuatiile de conservare aspeciei chimice pentru speciile din faza lichida. Intrucat faza lichida este in regim DC-ideal, expresia matematica a ecuatiilor de bilant molar este: dcj/dt=vpj unde cj este concentratia molara a speciei; iar vpj este viteza procesului raportata la specie; Expresiile pentru vpj sunt prezentate in tabelul 5. In rezolvarea ecuatiilor modelului matematic se obtine variatia in timp a concentratiilor speciilor chimice. Cunoscand aceasta variatie se poate calcula gradul de saturare al masei de reactie, exprimat prin cifra de iod, si se poate stabili astfel timpul de reactie. Cifra de iod secalculeaza cu relatia: Cifra iod = 0,8065[173,21(1 – XL) + 86,01YOE] Unde XL este conversia in acid linoleic, iar YOE randamentul in acizii oleic si elaidic. Specia chimica, j Expresia de viteza, vpj vpL=-mk{(k11+k12)CL/[CL+Q1(CO+CE)+Q2CS]* (KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} j=L vpO=mK{[k11CL+k3Q1CE-(k2+k3)k1CE]/[CL+Q1(CO+CE)+Q2CS]* (KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} j=O vpE=mK{[k12CL+k4Q1CO-(k2+k3)k1CE]/ [CL+Q1(CO+CE)+Q2CS]* (KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} j=E vpS=mk{[k2Q1(CO+CE)]/ [CL+Q1(CO+CE)+Q2CS]* (KH/H)pH/[1+( KH/H)pH]} j=S Tabelul 5. Expresiile vitezelor de reactie raportate la specia moleculara

19

Capitolul 5 Solutionarea ecuatiilor modelului matematic 5.1 Metoda Euler de integrare a ecuatiilor diferentiale f(x+Δx)=f(x)+Δx*fI(x)+Δx2/2*fII(x)+Δx3/3!*fIII(x)+Δx4/4!*fIV(x)+... f(x+Δx)=f(x)+Δxf(x) La t=0:

cL = cL0 mol

cL = 1.834

L

cO = 0.3195 mol L

mol

cE = 0

L cS = 0.1217 mol L

T = 469

K kJ mol K

R = 8.314 p H = 3.5

atm

20

 - 15941    R T   k11 = 1.63 e

k11 = 0.027

 - 21799    R T  k12 = 12.04e  

k12 = 0.045

 - 9033    R T  k2 = 0.26 e  - 27518    R T   k3 = 24.51e   - 23514    R T  k4 = 30.12e  

k2 = 0.026

k3 = 0.021

k4 = 0.072

L mol min

L mol min

L mol min

L mol min

L mol min

21

 - 6678    R T  Q1 = 0.5 e

Q1 = 0.09

 - 34694    R T  Q2 = 395.6e  

Q2 = 0.054

Notam K.H/H=ψ

 - 1301    - 2  R T   = 9.34 10  e  = 0.067 mk = 0.1

Notam dc.L/dt=v.p.L









pH   k11 + k12  cL v p.L = -mk   cL + Q1 cO + cE + Q2 cS 1 + p H  









-3

= -1.345 10

mol L min

Notam dc.O/dt=v.p.O

v p.O = mk 





k11 cL + k3 Q1 cE - k2 + k4 Q1 cO





cL + Q1 cO + cE + Q2 cS



 pH   

 1 + pH  

Notam dc.E/dt=v.p.E

22

-4

= 4.801 10

mol L min









k  cL + k4 Q1 cO - k2 + k3 Q1 cE pH   dc .S12 /dt=v.p.S vNotam = m  p.E k cL + Q1 cO + cE + Q2 cS 1 + pH  









mol

-4

= 8.578 10



L min







k2 Q1 cO + cmol pH  E v p.S = mk   cL + Q1 cO + cE L+ min Q2 cS 1 + p H  









y = v p.L + v p.O + v p.E + v p.S = 0

La t=t+Δt: t = 25

cL1 = cL + v p.L t

cL1 = 1.8

mol

cO1 = cO + v p.O t

cO1 = 0.332

mol

cE1 = cE + v p.E t

cE1 = 0.021

mol

cS1 = cS + v p.S t

cS1 = 0.122

mol

L L L L

Notam dc.L1/dt=v.p.L1









pH   k11 + k12  cL1 v p.L1 = -mk   cL1 + Q1 cO1 + cE1 + Q2 cS1 1 + p H  









-3

= -1.343 10

mol L min

Notam dc.O1/dt=v.p.O1

v p.O1 = mk 





k11 cL1 + k3 Q1 cE1 - k2 + k4 Q1 cO1





cL1 + Q1 cO1 + cE1 + Q2 cS1



 pH   

 1 + pH  

23

-4

= 4.779 10

mol L min

-6

= 7.499 10

Notam dc.E1/dt=v.p.E1

v p.E1 = mk 





k12 cL1 + k4 Q1 cO1 - k2 + k3 Q1 cE1





cL1 + Q1 cO1 + cE1 + Q2 cS1



 pH   

 1 + pH  

-4

mol

= 8.564 10

L min

Notam dc.S1/dt=v.p.S1 v p.S1 = mk  c





k2 Q1 cO1 + cE1









 pH   

L1 + Q1 cO1 + cE1 + Q2 cS1 1 + p H  

-6

= 8.422 10



mol L min

y1 = v p.L1 + v p.O1 + v p.E1 + v p.S1 = 0

t1 = 25

cL2 = cL1 + v p.L1 t1

cL2 = 1.767

mol

cO2 = cO1 + v p.O1 t1

cO2 = 0.343

mol

cE2 = cE1 + v p.E1 t1

cE2 = 0.043

mol

L

L

L cS2 = cS1 + v p.S1 t1

t

CL

CO

cS2 = 0.122

CE

CS

mol L

dCL/dt

(min) (mol/L) (mol/L) (mol/L) (mol/L) (mol/ 0

1,834

0,3195

0

1,217

dCO/dt

dCE/dt

dCS/dt

Δt

(mol/

(mol/

(mol/

(min) 25

L*min) -1,345

L*min) L*min) 4,801 8,578

L*min) 7,499

*10-3

*10-4

*10-6

24

*10-4

25

1,800

0,3321

0,021

0,122

-1,343

4,779

8,564

8,422

*10-3

*10-4

*10-4

*10-6

25

50 1,767 0,343 0,043 0,122 Tabelul 6.Rezultate obtinute prin metoda Euler

5.2 Programul de calcul Modelul matematic al reactorului este format dintr-un sistem de ecuatii diferentiale ordinare de ordinul intai neliniare. Rezolvarea s-a facut folosind programul Matlab. MATLAB este un program interactiv, produs de firma MathWorks pentru calcule numerice de inalta performanta si vizualizari. MATLAB integreaza analiza numerica cu calculul matriceal, cu prelucrarea semnalelor si cu grafica intr-un mediu usor de utilizat. MATLAB este construit pe baza unui soft sofisticat de calcul matricial de analiza a ecuatiilor liniare. Componentele livrate pot fi utilizate in urmatoarele domenii: matematica aplicata, fizica, chimie, tehnica, finante si in orice domeniu care utilizeaza modele ce necesita calcule numerice complexe. MATLAB este un limbaj de programare, mai exact un interpretor pentru programare calculelor numerice complexe. Mathworks a intitulat manualul de utilizare la un moment dat (la versiunea 5) “MATLAB – The Language Computing” ceea ce se traduce prin “MATLAB – Limbajul calculelor tehnice”. MATLAB este un limbaj ca C++, Fortran, Pascal, facand parte din aceeasi clasa cu BASIC-ul, de asemenea este de subliniat ca MATLAB accepta majoritatea instructiunilor C++ si practic apare ca o extensie a acestui limbaj.

Programul de calcul in Mathlab: % Hidrogenare ulei nesaturat clear all clf % L => (k11) O; L => (k12) E; O (k3) <=> (k4) E; O(E) => k2 S % date de intrare R = 8.314; % J/(mol*K) T0 = 196 + 273.15; % K P = 3.5; % atm ro = 801; % kg/mc, cf. Studii de caz, II, p. 485 CL0 = 1.834; %mol/L CO0 = 0.3195; CE0 = 0; CS0 = 0.1217; Mm = [280 282 282 284]; % Masele molare, in ordinea L O E S 25

mk = 0.3;

% concentratie catalizator, % masic

% calcule preliminare wL = CL0*Mm(1)/ro; % initializari t = 0; T = T0; CL = CL0; CO = CO0; CE = CE0; CS = CS0; dt = 1; CI = 200; XL = 0; YOE = 0; i = 0; iscr = 0;

% fractia masica initiala a acidului linoleic

% min % Cifra de Iod % conversia acidului linoleic % randamentul in acizi mononesaturati % contor pasi integrare % contor pas afisare

% Inceputul calculului iterativ while CI > 60 % calculul iterativ dureaza pana cand CI scade sub 60 if mod(i,20) == 0 % rezultatele sunt afisate daca i este multiplu de 20 iscr = iscr + 1; rez(iscr,1) = t; rez(iscr,2) = CL; rez(iscr,3) = CO; rez(iscr,4) = CE; rez(iscr,5) = CS; rez(iscr,6) = XL; rez(iscr,7) = YOE; rez(iscr,8) = CI; end % calculul constantelor cinetice k11 = 1.63*exp(-15941/R/T); k12 = 12.04*exp(-21799/R/T); k2 = 0.26*exp(-9033/R/T); k3 = 24.51*exp(-27518/R/T); k4 = 30.12*exp(-23514/R/T); Q1 = 0.5*exp(-6678/R/T); Q2 = 395.6*exp(-34694/R/T); KHpeH = 9.34e-2*exp(-1301/R/T); % KH/H % calculul vitezelor de reactie % Tabelul 5, SdC II, p. 422 num = CL + Q1*(CO + CE)+ Q2*CS; vpL = -mk*(k11+k12)*CL/num*P*KHpeH/(1+P*KHpeH); vpO = mk*(k11*CL + k3*Q1*CE - (k2 + k4)*Q1*CO)/num*P*KHpeH/(1+P*KHpeH); vpE = mk*(k12*CL + k4*Q1*CO - (k2 + k3)*Q1*CE)/num*P*KHpeH/(1+P*KHpeH); 26

vpS = mk*k2*Q1*(CO + CE)/num*P*KHpeH/(1+P*KHpeH); % calcul derivate derL = vpL; derO = vpO; derE = vpE; derS = vpS; % integrare t = t + dt; i = i + 1; CL = CL + derL*dt; CO = CO + derO*dt; CE = CE + derE*dt; CS = CS + derS*dt; XL = 1 - CL/CL0; YOE = (CO - CO0 + CE - CE0)/CL0; CI = wL*(181.28*(1-XL) + 90.64*YOE); % CI = 40 end rez % matrice rezultate plot(rez(:,1),rez(:,2:5)) % reprezinta grafic concentratiile functie de timp plot(rez(:,1),rez(:,8)) % reprezinta grafic cifra de iod functie de timp

Capitolul 6 Analiza rezultatelor obtinute

t (min)

CL, CO, CE, CS (mol/L) (mol/L) (mol/L) (mol/L)

XL

YOE

0

1.8340

0.3195

0

0.1217

0

20.0000

1.7533

0.3482

0.0515

0.1222

0.0440

0.0437 113.6460

40.0000

1.6731

0.3766

0.1027

0.1229

0.0878

0.0871 111.0822

60.0000

1.5932

0.4046

0.1537

0.1237

0.1313

0.1302 108.5276

80.0000

1.5139

0.4322

0.2044

0.1246

0.1745

0.1729 105.9832

100.0000

1.4351

0.4594

0.2549

0.1258

0.2175

0.2153 103.4496

120.0000

1.3569

0.4862

0.3050

0.1271

0.2602

0.2572 100.9279

140.0000

1.2792

0.5124

0.3548

0.1287

0.3025

0.2987 98.4192

160.0000

1.2023

0.5381

0.4043

0.1305

0.3444

0.3396 95.9248

27

0

CI

200.0000

180.0000

1.1261

0.5633

0.4533

0.1325

0.3860

0.3801 93.4461

200.0000

1.0508

0.5878

0.5018

0.1349

0.4271

0.4199 90.9847

220.0000

0.9763

0.6115

0.5498

0.1375

0.4677

0.4590 88.5426

240.0000

0.9029

0.6345

0.5973

0.1405

0.5077

0.4974 86.1219

260.0000

0.8306

0.6566

0.6441

0.1439

0.5471

0.5350 83.7252

280.0000

0.7596

0.6778

0.6902

0.1477

0.5858

0.5717 81.3554

300.0000

0.6901

0.6978

0.7354

0.1519

0.6237

0.6072 79.0160

320.0000

0.6222

0.7166

0.7797

0.1568

0.6608

0.6416 76.7111

340.0000

0.5561

0.7340

0.8229

0.1622

0.6968

0.6747 74.4455

360.0000

0.4922

0.7498

0.8648

0.1684

0.7316

0.7062 72.2247

380.0000

0.4307

0.7638

0.9053

0.1754

0.7651

0.7359 70.0553

400.0000

0.3720

0.7758

0.9441

0.1833

0.7971

0.7636 67.9452

420.0000

0.3165

0.7855

0.9809

0.1923

0.8274

0.7889 65.9030

440.0000

0.2647

0.7926

1.0155

0.2024

0.8557

0.8116 63.9389

460.0000

0.2171

0.7967

1.0474

0.2140

0.8816

0.8313 62.0636

480.0000

0.1741

0.7977

1.0764

0.2270

0.9051

0.8477 60.2883

Tabelul 7. Rezultate obtinute prin programul Mathlab

28

L

Concentratii (mol/L)

E

O S

Timp (minute) Figura 2. Evoluțiile concentrațiilor în funcție de timp

29

CIFRA DE IOD

Timp(minute) Figura 3. Evoluția cifrei de iod în funcție de timp

30

Comparația între rezultatele obținute prin Programul Mathlab și metoda Euler: Programul de calcul Mathlab pt: mk=0.1, CI > 108, i este multiplu de 25

t (min)

CL, CO, CE, CS (mol/L) (mol/L) (mol/L) (mol/L)

XL

YOE 0

CI

0

1.8340

0.3195

0

0.1217

0

200.0000

25.0000

1.8003

0.3315

0.0215

0.1219

0.0184

0.0182 115.1456

50.0000

1.7668

0.3434

0.0429

0.1221

0.0367

0.0364 114.0742

75.0000

1.7332

0.3553

0.0643

0.1224

0.0549

0.0546 113.0044

100.0000

1.6998

0.3671

0.0856

0.1226

0.0732

0.0727 111.9360

125.0000

1.6664

0.3789

0.1070

0.1229

0.0914

0.0907 110.8692

150.0000

1.6331

0.3906

0.1282

0.1233

0.1095

0.1087 109.8041

175.0000

1.5999

0.4022

0.1495

0.1236

0.1276

0.1266 108.7406

Tabelul 8. Rezultate obtinute prin Programul Mathlab t

CL

CO

CE

CS

dCL/dt

(min) (mol/L) (mol/L) (mol/L) (mol/L) (mol/ 0 25

1,834 1,800

0,3195 0,3321

0 0,021

dCO/dt

dCE/dt

dCS/dt

Δt

(mol/

(mol/

(mol/

(min)

1,217

L*min) -1,345

L*min) L*min) 4,801 8,578

L*min) 7,499

25

0,122

*10-3 -1,343

*10-4 4,779

*10-4 8,564

*10-6 8,422

25

*10-3

*10-4

*10-4

*10-6

50 1,767 0,343 0,043 0,122 Tabelul 9. Rezultate obtinute prin metoda Euler

31

Capitolul 7 Fisa tehnica a reactorului

Destinație: hidrogenarea uleiului de floarea- soarelui pentru obținerea margarinei, cu hidrogen, pe catalizator de nichel. Spațiu de reacție (Reactor) Debit de hidrogen: 300 L/min Temperatură: Presiune: Manta

196°C (459 K) 3.5 atm

Debit agent de răcire (apă): 0,622 kg/s Temperatură: 40 oC Tipul reactorului: semicontinuu, de tip autoclavă cu amestecare perfectă. Dimensiuni principale ale reactorului: Diametru:

1000 mm

Înălțime cilindru: 1200 mm Înălțime totală: 1900 mm Materiale de construcție: oțel aliat inoxidabil. Observație: - se montează vertical, sprijinit pe suporți laterali; - se instalează în spațiu închis acoperit.

32

Capitolul 8 BIBLIOGRAFIE [1]. Banu, C., „Tratat de industrie alimentară” - vol. II Tehnologii Alimentare, Editura ASAB ,Bucureşti, 2009, pag. 840-841, 914-927. [2]. Mihail, R.; Nagy, I.; Teodorescu, C.; Muntean, O.; Juncu, G.; Straja, S.; Bogza, G.; Lavric, V.; Maria, G., “Îndrumar, Proiect de an la reactoare chimice”, Editura IPB, Bucureşti, 1987, pag. 88-91; [3]. Muntean, O.; Bogza, G.; Woinaroschy, A.; Ștefan, A.; Nagy, I.; Juncu, G.; Lavric, V.; Maria, G.; Teodorescu, C.; Mihalcea, E., “Reactoare chimice” -Studii de caz -, vol.II, Editura IPB, Bucureşti, 1989, pag. 422, 469-495;

33

Capitolul 9 Materialul grafic al proiectului • Schema tehnologică a instalației de hidrogenare ( vezi pag. 6).

 Schita reactorului de hidrogenare ( vezi Anexa I)

34

35