lucrarea de licenta - fcc
DESCRIPTION
FCC Tehnologie si DimensiuneTRANSCRIPT
REZUMATUL PROİECTULUİ
Prezentul proiect intitulat « Analiza tehnologică a unei instalaţii de Cracare
Catalitică » cuprinde două părţii esenţiale :
prima parte ce conţine date din literatură privind procesul de C.C.
a doua parte (cea semnificativă) cea care dă şi numele proiectului.
Analiza tehnologică se compune din analiza blocului reactor-regenerator (s-a
calculat raportul de contactare, temperatura de preîncălzire a materiei prime, temperatura la
intrare/ieşire din riser, s-a verificat funcţionarea cicloanelor şi dimensionarea principalelor
utilaje din instalaţie) şi verificarea principalei coloane de fracţionare.
Proiectul se încheie cu norme de tehnica sănătăţii şi securităţii în muncă specifice
instalaţiei de C.C. şi norme de protecţia mediului.
This project entitled « Tehnological analysis of Catalytic Cracking » has two key
parts:
the first part which includes data from the literature on catalytic cracking process
the second (most significant) that gives the name of the project
Technological analysis is composed of reactor-regenerator block analysis (calculate
the proportion of contacts, the raw material preheating temperature, temperature in/out of
riser, and check operation of cyclones and mayor equipment sizing) and the verification of
the main fracţionating column.
Project ends with tehnical rules specific health and safety at work and installation
of environmental protection rules.
1. İNTRODUCERE
1.1. Scurt istoric
Primele încercări de a reduce masa molară a fracţiunilor petroliere grele datează din
anul 1912.
Aceste încercări au fost urmate in anul 1920 prin dezvoltarea lotului de cracare
catalitică « McAfee », proces ce folosea drept catalizator clorura de aluminiu.[3]
Acest proces a funcţionat timp de 14 ani într-o rafinărie din golful Port Arthur.
In 1923 un inginer francez, pe numele lui, Eugène Houdry, a lansat un studiu care a
condus la funcţionarea procesului de cracare catalitică intr-un strat fix de catalizator.
In 1936 s-a folosit ca şi catalizator o argilă naturală, denumită montmorilonit.
In 1940 catalizatorul natural a fost înlocuit de alumino-silice artificială care era
mult mai activ şi selectiv.
Necesitatea de a îmbunătăţii valorificarea ţiţeiului şi de a utiliza mai bine fracţiile
din ţiţei, precum şi cererea de benzină cu cifră octanică ridicată au condus la aplicarea unor
procedee specifice de prelucrare, prin care se urmăreşte transformarea chimică a
hidrocarburilor din ţiţei.
Din aceste procedee face parte si cracarea catalitică, proces care are o deosebită
importanţă pentru fabricarea benzinelor de calitate superioară.
Datorită calitătilor exceptionale pe care le are benzina obtinută prin procesul de
cracare catalitică, procedeul s-a extins foarte mult, astfel incat, in prezent, aproape intreaga
productie mondială de benzină se obtine prin procedeul de cracare catalitică si reformare
catalitică.
Cracarea catalitică este un proces de reactie in strat fluidizat, in care reactia de
cracare a produselor grele au loc la temperaturi ridicate, in prezenta de catalizator.
Destinat fabricarii de benzine, ca produs principal, procesul de cracare catalitică, a
fost realizat pentru prima dată in instalatii cu reactoare cu strat fix, urmate la scurt timp de
instalatii cu catalizator in strat mobil in reactor si in regenerator.
2. DATE DİN LİTERATURĂ PRİVİND PROCESUL DE CRACARE CATALİTİCĂ
2.1 Materii prime
Materia primă de bază folosită în prezent pentru Cracarea Catalitică este distilatul
de vacuum, cu limitele de distilare cuprinse între 350-540 °C.
Acesta se foloseşte individual sau amestecat în diferite proporţii cu alte produse
cum ar fi : motorinele grele de la distilarea atmosferică, distilatele grele de la cocsare,
distilatele grele de la reducerea de vâscozitate şi chiar reziduul de la distilarea atmosferică.
Distilatul de vacuum conţine hidrocarburi cu un număr de atomi de carbon între 12-
35 (predominant între 16-30).
Hidrocarburile cu temperatura de fierbere mai mare de 540°C,au mai mult de 35
atomi de carbon în moleculă şi sunt clasificate ca hidrocarburi reziduale.
Motorinele cu temperaturi de fierbere cuprinse între 250-400°C au un numar de
atomi de carbon cuprins între 10-20.
Rezidiul de vacuum are masa molară cuprins între .
Creşterea procentului de rezidiu şi de distilate grele în amestecul cu distilatul de
vacuum, folosit ca materie primă, conduce la creşterea depunerilor de cocs şi de metale pe
catalizator , impunând folosirea unor măsuri speciale.
Influenţa caracterului chimic al materiei prime asupra produselor de reacţie este
prezentat orientativ în tabelul următor :
Tabelul 2.1. Influenţa caracterului chimic al materiei prime asupra produselor de
reacţie[2].
CARACTERISTICILE
MATERIEI PRIME
NATURA CHIMICA
Parafinică Naftenică Aromatică
Densitate, Kg/m³ 0.855 0.893 0.934
Punct de anilină ,°C 110 87 63
% masă S 0.13 0.40 0.90
Conversia, %vol 93 85 70
RANDAMENTUL SI CALITATEA PRODUSELOR
% H2S , masă 0.1 0.2 0.4
gaze, fr. , % vol 2.5 2.8 3.0
fr. C3 , %vol
propan 3.3 2.4 2.0
propenă 8.7 6.1 5.5
fr. C4 , %vol
n-Butan 2.5 1.9 1.4
i- Butan 8.0 7.3 5.9
Butena 12.0 9.8 9.5
Benzină, %vol 73 70 54.2
densitate, Kg/m³ 0.739 0.747 0.755
% S, masă 0.01 0.04 0.10
COR 94 95 97
Motorină uşoară, %vol 5 10 20
densitate, Kg/m³ 0.934 0.953 0.966
% S, masă 0.15 0.50 1.0
Motorină grea, % vol 2 5 10
densitate, Kg/m³ 1.000 1.176 1.101
% S, masă 0.3 2.0 2.5
Cocs, %masă 4.8 5.4 6.3
Compoziţia chimică a materiei prime influenţează stabilitatea termică, respectiv
viteza reacţiilor de cracare catalitică în sensul:
aromatice nesubstituite<n-parafine<izoparafine<alchilciclopentani si alchilaromatice cu
mai mult de trei atomi de carbon în catenă sau cu structura izo a catenei.
Alături de hidrocarburi, materiile prime pentru cracarea catalitică conţin, în
proporţii diferite, răşini şi asfaltene, compuşi cu S, N, O, dar şi diferite metale, prezente
atât sub forma unor combinaţii complexe, cât şi a unor compuşi anorganici.
Conţinutul de răşini şi asfaltene, exprimat orientativ prin valoarea cifrei de cocs
Conradson, creşte în fracţiile reziduale cu adâncimea de distilare a ţiţeiului, aşa cum se
observă şi din tabelul următor :
Tabelul 2.2. Caracteristici ale distilatului de vacuum şi ale rezidiului de vacuum
provenite din ţiţei Arabian uşor [2]
CARACTERISTICI DISTILAT DE VACUUM REZIDIU DE VACUUM
Limite de distilare, °C 340-565 565+
Densitatea la 15°C 0.915 1.025
Sulf, %masă 2.27 4.29
Azot, %masă 0.08 0.34
Cocs Conradson, %masă 0.82 19.2
Metale, ppm
Ni 0.3 21
V 0.2 69
Cu creşterea cifrei de cocs Conradson a materiei prime la temperatură constantă la
ieşirea din riser, creşte temperatura de regenerare, creşte randamentul de cocs şi scade atât
randamentul cât şi cifra octanică a benzinei.
Fig 2.1. Influenţa cifrei ce cocs Conradson a materiei prime asupra temperaturii din
regenerator (ardere completă a carbonului, fără preluare de căldură [2].
Cele mai obişnuite elemente contaminate care se găsesc în materia primă sunt S, N,
O şi metale Cu, V, Ni, Fe, Na, etc.
Azotul din materia primă este considerat o otravă reversibilă a catalizatorului de
echilibru. Compuşii cu azot sunt convertiţi în riser în cianide sau amoniac.
Compuşii cu sulf din material primă se distribuie în produsele de reacţie în mod
diferit, aşa cum se poate observa şi din tabelul următor:
Tabelul 2.3. Distribuţia sulfului în produsele de la cracare catalitică [2].
MATERIA PRIMA SULF IN
MATERIA
PRIMA
%MASA
DISTRIBUTIA SULFULUI IN PRODUSELE
DE CRACARE
H2S Benzina Motorina
usoara
Motorina
grea
Cocs
Dist.de vacuum (W
Texas)
0.70 40.7 7.5 28.8 19.5 3.5
Dist.vacuum+10%
reziduu de vacuum
1.00 38.0 5.8 21.6 20.8 13.8
Rezidiu de vacuum
(Arabian uşor) ,
hidrodesulfurat
0.21 8.3 5.1 18.4 40.1 28.1
Rezidiu de vacuum
(Arabian greu)
hidrodesulfurat
0.37 6.9 2.1 11.3 31.5 48.2
Rezidiu de vacuum
(Maya)
hidrodesulfurat
0.71 15.0 2.4 10.3 28.6 43.7
Se remarcă faptul că exista o distribuţie diferită a sulfului, în cazul materiilor prime
desulfurate şi nedesulfurate, la acelaşi conţinut iniţial de sulf.
Compuşii cu sulf din materia primă crează câteva probleme pentru o rafinărie, şi
anume:
o parte din compuşii cu sulf trec în cocsul depus pe catalizator, ceea ce afectează
activitatea de echilibru a acestuia
în regenerator sulful este ars odată cu catalizatorul, producănd , care sunt
poluanţi
o parte din sulf trece in H2S care are caracter coroziv.
Compuşii cu oxigen prezenţi în materia primă sunt de tipul acizilor carboxilici, cel
mai frecvent acizi monocarboxilici care la temperaturi mai mari de 290°C reacţionează cu
suprafaţa metalului (producând săruri) devenind contaminanţi în materia primă supusă
prelucrării.
Compuşii organo-metalici contaminanţi cei mai agresivi sunt cei cu nichel şi
vanadiu prezenţi în materia primă sub formă de porfirine, care nu sunt eliminate prin
spălare cu apă.[2]
Tabelul 2.4. Distribuţia contaminanţilor în distilatul de vacuum si reziduu de DA [1].
CONTAMINANTI DISTILAT DE
VACUUM (1)
REZIDUU DE
DA (2)
30% (2)+70%(1)
Ni , ppm 0.17 35 10
V, ppm 0.56 105 30
Na, ppm --- 30 8.5
Sulf, %masă 0.9 2.5 1.35
Azot, ppm 770 2500 1260
Cocs Condrason,
%masă
0.6 10 3.26
% dist.la 342°C 40 --- 20
Din punct de vedere al conţinutului de metale s-au stabilit diverse relaţii prin care
se indică calitatea materiei prime, exemplu :
factorul de metale , determinat cu relaţia :
Fm=Fe+ V+ 10(Ni + Cu) ; unde Fe, V, Ni, Cu sunt metalele prezente în materia primă,
ppm.
La Fm=1 se asigură funcţionarea normală a catalizatorului, în schimb la Fm apropiat de
valoarea 3 se indică un pericol de otrăvire al catalizatorului.[2]
2.2 Produse de reacţie, randamente si caliţi
Produsul principal al procesului de cracare catalitică este benzina care reprezintă
50-60% volum şi care se caracterizaeză prin :
cifră octanică (COR) 86-93
uniformitatea cifrei octanice pe toată curba de distilare , fapt datorat prezenţei
hidrocarburilor izoparafinice şi olefinice în fracţia uşoară şi a hidrocarburilor
aromatice în fracţiunele grele[1]
Gazele de cracare conţin 70-80 % masă hidrocarburi C3-C4 .Conţinutul mare de
olefine, mai ales C3 le dau o importantă întrebuinţare în industria petrochimică, dar şi
pentru dimerizări şi alchilări (având un conţinut ridicat de iC4 ) pentru fabricarea de
componenţi octanici pentru benzine.[2]
O compoziţie a gazelor de cracare catalitică este prezentată în tabelul următor.
Tabelul 2.5. Compoziţia gazelor obţinute la cracarea catalitică a distilatului
de vacuum (350-550 °C) din ţiţei Iranian [2].
COMPONENT %MASĂ
H2S 3.57
Hidrogen 1.25
Metan 7.00
Etenă 3.00
Etan 6 .00
Propenă 21.00
Propan 9.50
i-Butană 9.50
n-Butenă 17.50
i-Butan 16.50
n-Butan 5.00
Distilatul uşor este bogat în hidrocarburi aromatice având cifră cetanică sub 40 de
unităţi, de aceea pentru a putea fi utilizat drept combustibil Diesel, se amestacă cu alte
fracţiuni sau este supus procesului de hidrotratare.
Distilatul greu este parţial recirculat în reactor, după o prealabilă pregătire. Acesta
este bogat în hidrocarburi aromatice care îl recomandă ca materie primă pentru fabricarea
negrului de fum sau al cocsului de electrozi prin procesul de cocsare.
2. 3 Catalizatori
Incepând cu anul 1936 catalizatorii folosiţi in procesul de cracare catalitică au
cunoscut o evoluţie rapidă marcată prin realizarea şi folosirea pe scară industrială a
diverselor tipuri de catalizatori.[1]
1936 folosirea argilelor naturale activate
1940 realizarea primului catalizator de aluminosilice sintetic
1946 folosirea primilor catalizatori microsferici
1950 realizarea şi generalizarea catalizatorilor cu peste 25 % Al2O3
1958 realizarea catalizatorilor cu 25-35% caolin înglobat în aluminosilice
1959 sinteza şi comercializarea zeolitilor Y
1962 folosirea primului catalizator zeolitic de cracare catalitică
1964 înglobarea zeolitului într-o matriţa
1974 aditivarea cu promotori de combustie a CO in CO2 in regenerare
1974 aditivarea pentru fixarea SO2 în regenerator şi eliminarea lui sub formă de
H2S în reactor
1975 pasivarea otrăvirii catalizatorului cu Ni
1978 pasivarea otrăvirii catalizatorului cu V
1983 ameliorarea performanţelor prin tratarea catalizatorului cu (NH3)2SiF6
1986 folosirea aditivilor tip ZSM-5 pentru ameloararea cifrei octanice
1988 îmbogăţirea cu Si prin folosirea siliconilor (catalizatori de tip LZ 210)
1992 experimentarea in trei instalaţii în SUA şi una in Europa a catalizatorilor de
tip ALPHA si BETA.
Catalizatorii zeolitici de tip Y introdusi in anul 1962 de catre « Mobil Oil Co » au cunoscut
o larga utilizare, substituind practic catalizatorii naturali si sintetici folositi anterior[1]*.
——————
* In anul 1968, 85% din instalatiile de cracare catalitica din SUA si Europa de Vest foloseau catalizatori zeolitici .
Catalizatorii zeolitici conţin mai multi componenţi :
zeolitul Y, tratat de obicei cu pământuri rare
matriţa care poate fi inertă sau catalitic activă
promotorii şi aditivii care îmbunătăţesc performanţele catalizatorului şi care pot fi
introduşi eventual încă în cursul fabricării zeolitului sau a matriţei.
2.3.1 Zeolitul
Zeolitul este principalul responsabil pentru activitatea, selectivitatea şi stabilitatea
catalizatorului.
Dintre zeoliţi, au activitate catalitică în procesul de cracare faujasitele X si Y,
oferitele, mordenitele si erionitele.Dintre aceştia, numai primele două, dar mai ales
faujasitele Y au o stabilitate mult superioară.[2]
Astfel faujasitele de tip Y su fost utilizate pentru fabricarea catalizatorilor.
Fig. 2.2. Structura geometrică a zeolitului de tip faujasit Y
Structura de bază a zeoliţilor X sau Y,aceiaşi ca şi la catalizatorii sintetici clasici,
sunt grupuri de tetraedi în care atomii de aluminiu şi siliciu ocupă centrele acestora, iar
atomii de oxigen vârfurile. In cazul zeoliţilor grupurile de tetraedri formează structuri
regulate de octaedri trunchiaţi, cunoscute sub denumirea de "colivie sodalitică". Fiecare
colivie posedă 8 feţe hexagonale, constituite din câte 6 tertaedri şi 6 feţe pătrate constituite
din căte 4 tetraedri, 24 de vârfuri şi 36 de muchii[1].
In principiu zeoliţii de tip Y se obţin prin coprecipitarea, pornind de la soluţii de
silicat şi aluminat de natriu, într-un mediu puternic bazic (pH 12-13). Urmează maturarea
timp de 5-10 ore la temperaturi de 100-125°C, filtrarea, spălarea şi uscarea la 150°C.
Caracteristicile zeolitului obţinut depind de concentraţia iniţială a soluţiei de silicat de
natriu şi de cantitatea de acid adăugată pentru a provoca gelifierea[1].
Obţinerea catalizatorilor zeolitici de inaltă activitate a fost orientată spre înlocuirea
ionilor de natriu cu cationi bivalenţi (Ca, Mg, Mn), dar mai ales trivalenţi, cum sunt
pământurile rare.Ionii polivalenti contribuie la stabilirea reţelei cristaline care ajunge să
reziste expunerii prelungite la temperaturi de 850-900°C. Concomitent pământurile rare
contribuie la formarea unor centri cu o aciditate puternică, care provoacă reacţii intense de
cracare[3].
2.3.2 Matriţele şi liantul
Sunt două motive pentru care zeolitul se înglobeaza in matriţe :
activitatea catalitică prea mare a zeolitului, care ar creea dificultăţi în utilizarea lui
ca atare
costul ridicat al zeolitului
Zeolitul se introduce în matriţă in proporţie de 5-16 % sub formă de particule cu
diametrul mediu între 2-20 μ. Matriţa este constituită din particule solide care pot fi
componenţi naturali de tipul caolitului sau componenţi sintetici, şi care reprezintă 25-45%
din greutatea totală a catalizatorului. Restul este liantul, care asigură dispersia uniformă a
componenţilor, forma finală a particulelor de catalizator şi în mare măsură rezistenţa lui la
eroziune[2].
2.3.3 Aditivii
Aditivii sunt folosiţi pentru promotarea unor reacţii, cum este cea de ardere a
cocsului depus pe catalizator, sau pentru pasivarea acţiunii dăunătoare a unor componenţi
conţinuţi în materia primă[1].
Aceşti aditivi realizează :
promotarea arderii în regenerator
reducerea conţinutului de SOx din gazele de ardere
reducerea conţinutului de NOx din gazele de ardere a cocsului
pasivarea otrăvirii cu nichel şi vanadiu
Proprietăţile fizice şi catalitice ale catalizatorilor de cracare catalitică
Activitatea catalizatorilor este o mărime convenţională care reprezintă mărimea
conversiei realizată experimental, exprimată prin procente de benzină sau benzină şi gaze,
obţinute dintr-o anumită materie primă, într-o instalaţie de cracare catalitică de laborator, în
condiţii de lucru standardizate.
Activitatea se explică în general prin :
densitatea mai mare a centrilor activi
concentraţia mare a moleculelor reactante în vecinătatea centrilor
distribuţia uniformă a tăriei acidităţii centrilor activi
existenţa în porii catalizatorului al unui potenţial mai mare capabil să producă ioni
de carboniu prin polarizarea legăturilor C-H.
Selectivitatea catalizatorilor se exprimă prin raportul dintre randamentul unui produs
dat faţă de conversie.
Zeoliţii au o selectivitate bună pentru formarea hidrocarburilor cu masa molară medie
(benzina), hidrocarburi C5- C 11 şi mai puţin pentru formarea gazelor.
Selectivitatea ridicată a zeoliţilor se explică prin :
capacitatea microporilor zeoliţilor de a adsorbi hidrocarburi
distribuţia tăriei centrilor acizi
Stabilitatea hidrotermică se refera la regenerarea în prezenta vaporilor de apă la
temperaturi ridicate (peste 700°C).
Regenerabilitatea catalizatorilor
Depunerile de cocs pe suprafaţa catalizatorului în timpul reacţiilor de cracare se
îndepărtează prin ardere în curent de aer, în regenerator. Regenerabilitatea se exprimă prin
procentul de cocs ars (din cel depus) în condiţii stabilite.
Sub aspectul regenerabilităţii, catalizatorii zeolitici necesită un timp scurt de
regenerare.
Rezistenţa catalizatorului la otrăvirea cu metale
Metalele depuse pe catalizator modifică substanţial activitatea şi selectivitatea acestuia.
Catalizatorii zeolitici prezintă o rezistentă deosebită la otrăvirea cu nichel, vanadiu, cupru,
fier, natriu, şi alte metale grele.
Pentru reducerea acţiunii metalelor s-a realizat aşa-zisa pasivare, care în cazul Ni se
face cu compuşi ai Sb ce formează un complex chimic, care blochează suprafaţa Ni şi îl
face inactiv. Pentru pasivarea V se injectează unii compuşi ai Sn care reduc efectul negativ
al V cu 30% asupra conversiei şi cu 50% asupra formării de H2 şi cocs.
2.4 Mecanismul de reacţie
Reacţiile de cracare catalitică se desfăşoară printr-un mecanism carbocationic
similar cu reacţiile catalizate de acizii puternici, în medii omogene. Ionul de carboniu se
formează prin ruperea heterolitică a legăturii C-H sau C-C în prezenţa centrului activ de pe
suprafaţa catalizatorului[2].
Energia necesară formării ionilor de carboniu creşte cu creşterea numărului de
atomi de hidrogen legaţi de carbonul de la care se extrage ionul hidrură.
Sensul creşterii energiei de disociere :
terţiar>secundar>primar>etil<metil
Formarea carbocationului (etapa de iniţiere)
Carbocationul se poate forma pe diferite căi :
interacţiunea unui centru acid de tip Brönsted cu o hidrocarbură nesaturată, prin
adiţia protonului la dubla legătură :
parafinele şi naftenele formează carboioni prin extragerea ionului hidrură pe centrii
acizi de tip Lewis :
atacul direct al protonului de pe centrul acid Brönsted asupra legăturii C-H sau C-C
din molecula parafinică formând ca intermediar o specie cu un atom de carbon
pentavalent.
hidrocarburile aromatice pot să acţioneze ca acceptori de protoni:
Reacţiile carbocationilor (etapa de propagare)
izomerizarea de poziţie sau structură prin migrarea ionului hidrură sau al grupărilor
alchil în direcţia formării carbocationilor cu stabilitatea cea mai mare :
ruperea sau scindarea heterolitică a legăturii C-C din poziţia β a ionului de carboniu
cu masa molară mare şi formarea de olefine cu masă molară mai mică şi a unui ion
de carboniu cu număr mic de atomi de carbon reprezintă o reacţie de bază a
mecanismului în lanţ :
interacţiunea unui carbocation cu o moleculă de hidrură şi generarea unui
carbocation cu masa molară mai mare care se va rupe apoi după regula β :
Reacţii de întrerupere (etapa de întrerupere)
Reacţiile de întrerupere cu eliminare de hidrogen şi formarea unei olefine :
aceste reacţii duc la dispariţia carbocationului şi întreruperea lanţului de reacţie.
Transformările diverselor clase de hidrocarburi
1.Alcanii :
La n-alcani reactivitatea creşte iar energia de activare scade cu creşterea lungimii
lanţului. Rezultatul este creşterea conversiei odata cu lungimea lanţului.
Reactivitatea creşte de asemenea cu gradul de ramificare, ceea ce este uşor de
explicat prin faptul că ionii terţiari se formează mai uşor decât cei secundari.
Viteza mai mare a reacţiilor de izomerizare de schelet faţă de cea de descompunere
şi faptul că ionii de carbeniu se formează cu predilecţie la carbonii terţiari, conduce la
caracterul izoalcanic al produselor rezultate din reacţie.
2. Alchenele :
Alchenele formează mai uşor un ion de carbeniu prin adsorbţia pe un centru
Brönsted şi adiţia unui proton. Rezultatul practic este creşterea vitezei de cracare.
3.Cicloalcanii :
Este de remarcat că, ciclizarea alchenelor cu formare de cicloalcani este un proces
termodinamic mai probabil decât ruperea ciclurilor. Prin cracare catalitică ciclanii dau o
proporţie mare de izoalcani, alături de cantităţi importante ale hidrocarburi aromatice.
In afara reacţiilor care afectează ciclul, alchilalcanii dau reacţii de rupere a lanţului
lateral cu formarea izoalcanilor. Astfel de ruperi nu au loc la grupările metil şi au loc foarte
rar la grupările etil, din cauza energiei mari de formare a ionilor corespunzători.
3.Hidrocarburile aromatice :
Hidrocarburile alchil-aromatice suferă ruperi ale lanţurilor laterale în condiţii
identice cu cele ale cicloalcanilor.
Ciclurile aromatice fiind extreme de stabile nu suferă ruperi, ci pot participa numai
la reacţii de condensare şi de formare a cocsului.
Aromaticele metilate pot da naştere reacţiilor de izomerizare prin migrarea
grupărilor metil şi disproporţionare.
4.Compuşii cu sulf şi azot:
Date privind mecanismul descompunerii acestor compuşi pe catalizatorii de cracare
catalitică nu sunt disponibile. Compuşii cu azot care posedă un caracter bazic se fixează
probabil ireversibil pe centrele acide ale catalizatorilor, împiedicând astfel participarea lor
la procesul de cracare. Rezultatul este dezactivarea catalizatorului, care depinde de
conţinutul şi de natura compuşilor cu azot prezenţi în materia primă.
Mecanismul formării cocsului
Formarea cocsului face parte din complexul de reacţii ce au loc cu cracarea
catalitică, urmare a menţinerii raportului global H/C între materia primă şi produsele de
reacţie. Cantitatea de cocs poate varia în anumite limite ce depind în cea mai mare parte de
catalizatorul folosit şi de regimul tehnologic, formarea lui nepunând fii însa evitată.[1]
Prin cocs se înţelege totalitatea produselor ce rămân adsorbite ireversibil pe
catalizator, mai bine zis cele ce nu sunt eliminate prin striparea acestuia la trecerea din
regenerator în reactor[1].
2.5 Cinetica cracării catalitice
Analiza cineticii unui proces de cataliză eterogenă necesită examinarea prealabilă a
fenomenelor de transfer de masă, care, în cazul catalizatorilor solizi se referă la :
difuzia reactanţilor prin stratul limită până la suprafaţa externă a particulelor de
catalizator, însoţită de difuzia în sens invers a produselor de reacţie , difuzia internă
difuzia prin porii catalizatorilor până la centrele active ale acestuia, difuzia
internă.In cazul când viteza proceselor difuzionale este mai mică sau de acelaşi
ordin de mărime cu viteza de reacţie , ele vor influenţa cinetica globală a
procesului, influenţa lor fiind foarte diferită.
Difuzia externă este un proces premergător reacţiei, de aceea dacă ea constituie
procesul cel mai încet ea va determina cinetica globală şi va impune acesteia ecuaţiile sale
de viteză. Se zice că procesul are lor "în domeniul difuziei externe"[1].
Difuzia internă decurge in paralel cu reacţiile chimice. Influenţa ei asupra vitezei de
transformare a unei molecule depinde de drumul parcurs de aceasta prin pori înainte de a fi
adsorbită pe un centru activ. Ea diminuează deci viteza reacţiilor şi influenţează cinetica
acestora, fără a impune ecuaţii cinetice specifice.
Existenţa reacţiilor de transfer de hidrogen pe catalizatorii zeolitici cât şi influenţa lor
asupra compoziţiei benzinei este exprimată printr-un model cinetic succesiv-paralel, care
ţine seama atât de mecanismul carbocationic cât şi de raportul constantelor de viteză .
Jacob şi colaboratorii au elaborat un model în care cracarea catalitică a distilatelor de
vacuum, motorinelor şi fracţiunilor recirculate este reprezentată prin schema următoare.
Fig. 2.3. Schema cinetică cu 10 grupuri
P-molecule parafinice
N-molecule naftenice
A-molecule aromatice
C-atomii de carbon în ciclurile aromatice
G- % masă benzină
C- % masă gaze+ cocs
Modelul ia în considerare dezactivarea catalizatorilor datorită:
depunerilor de cocs :
adsorbţia nucleelor aromatice grele:
neutralizării centrilor acizi cu azot bazic:
unde:
α,β,γ - sunt constante de dezactivare a catalizatorului
tc - timpul de staţionare al catalizatorului în zona de reacţie
kh - coeficientul de adsorbţie al nucleelor aromatice grele
kn - coeficientul de adsorbţie al azotului basic
θ- timpul de staţionare normalizat între limitele tc =0 respectiv tc
a – raportul de contactare.
2.6 Factorii care influenţează procesul
Factorii tehnologici care influenţează reacţiile de cracare catalitică pot fi grupaţi în
modul următor:
temperatura
presiunea de lucru
materia primă
recircularea
cocsul remanent
raportul de contactare
timpul de reacţie
2.6.1 Temperatura
In cracarea catalitică ca şi în cazul altor procese, influenţa temperaturii asupra
vitezei de reacţie este exprimată prin intermediul relaţiei lui Arhenius:
Reactoarele tip riser sunt operate la temperaturi de 510-540 °C, cu variaţii de 10-30
°C între nodul de amestecare al materiei prime cu catalizatorul (începerea reacţiei) şi
ieşirea din riser. Scăderea temperaturii în lungul riser-ului este determinată de exploatarea
adiabatică a reactorului şi căldura consumată în reacţiile exoterme ce au loc[1].
Creşterea temperaturii de reacţie determină creşterea conversiei materiei prime.
Cracarea catalitică la temperaturi ridicate, în timpi scurţi de reacţie şi conversie constantă
are ca efecte :
creşterea randamentului şi a cifrei octanice a benzinei
creşterea ponderii olefinelor C2, C2, C4 în gaze
scăderea randamentului de cocs.
Creşterea temperaturii de reacţie la acelaşi timp de contactare are ca efecte :
creşterea conversiei
scăderea randamentului şi creşterea cifrei octanice
scăderea cifrei cetanice a motorinelor
creşterea randamentului si al gradului de nesaturare al gazelor
Fig 2.4. Influenţa temperaturii asupra conversiei şi randamentelor de reacţie
2.6.2 Presiunea de lucru
In reactoarele de cracare catalitică presiunea de lucru depăşeşte cu puţin presiunea
atmosferică.
Creşterea presiunii determină creşterea conversiei, asociată cu o uşoară scădere a
randamentului în benzină si în gaze, ca urmare a creşterii timpului de reacţie :
; unde :
τ reprezintă timpul de reacţie, s
ηt reprezintă fracţia de volum liber total
P- presiunea medie în sistemul de reacţie, bar
M- masa molară medie a reactanţilor, Kg/kmol
Z- factorul de compresibilitate
R- constanta generala a gazelor,
ω- viteza volumetrică, 1/h
T temperature de lucru, K
ρi reprezintă densitatea materiei prime în condiţiile de alimentare, Kg/m³
Tabelul 2.6. Influenţa presiunii parţiale asupra performanţelor instalaţiei de
cracare catalitică [1].
PRESIUNEA, BAR 0.69 1.72 2.76
Conversia, %vol 69.3 70.4 75.7
Randamentul
-benzină, %vol
-cocs, %vol
53.1 52.6 51.2
7.4 9.6 12.4
Cu creştrea presiunii, scade uşor conţinutul de olefine din benzină, ca rezultat al
intensificării reacţiilor de transfer de hidrogen, fiind favorizate atât termodinamic, cât şi
cinetic, reacţiile de condensare ce conduc la creşterea depunerilor de cocs pe catalizator.
Operarea instalaţiei la presiuni mai ridicate ar reduce consumul de energie al
compresorului de gaze, dar ar creşte consumul de energie al turbosuflantei de aer. In plus,
presiunile mari de lucru ar mări pericolul de exploatare al instalaţiei.
2.6.3 Materia primă
Baza alimentării instalaţiilor de cracare catalitică o constituie fracţia largă obţinută
prin distilarea în vacuum a ţiţeiului, mai rar cu un adaos de motorină primară.
Se introduce de regulă în alimentare produsul de la fundul coloanei de fracţionare a
instalaţiei de cracare catalitică, cu scopul recuperării catalizatorului antreat.Acest produs
are în general un iniţial de distilare cuprins între 420-450 °C.
Sunt incluse în alimentare motorinele provenite din procesele de cracare termică,
reducere de vâscozitate şi cocsare, extractele de la solventarea selectivă a uleiurilor, uneori
hidrotratete în prealabil.
Perfecţionările aduse cracării catalitice au permis includerea în alimentare a unor
proporţii variabile de fracţii reziduale, în general primare, cu condiţia respecării unor
limitări privind cocsul Condrason şi conţinutul de metale sau chiar cracarea directă a
păcurii primare.
Recircularea motorinelor, mai ales a celor grele, afectează sensibil rezultatele
procesului, datorită caracterului lor aromatic[1].
care exprimat în unităţi metrice este dat de expresia :
; unde :
T este temperatura medie molară de fierbere, K
d reprezintă densitatea la 15.56 °C, faţă de apă la 15.56 °C
Tabelul 2.7. Efectul factorului de caracterizare asupra randamentelor la o
conversie constantă de 60 % [1].
FACTORUL DE
CARACTERIZARE
FRACTII PRIME FRACTII RECIRCULATE
%vol
benzină
%masă
cocs
%vol
benzină
%masă
cocs
11.0 --- --- (35.0) ---
11.2 (49.5) (12.5) 37.0 (11.5)
11.4 47.0 9.1 39.0 9.0
11.6 45.0 7.1 40.0 7.2
11.8 43.0 5.3 41.09 6.0
12.0 41.5 4.0 (14.5) (5.3)
Notă :cifrele din ( ) reprezintă estimaţii, instalaţia nepunând lucra în aceste condiţii .
Tabelul 2.8. Efectul factorului de caracterizare asupra conversiei şi a randamentului
de benzină la un procent constant de 5.3 % cocs. [1].
FACTORUL DE
CARACTERIZARE
FARCTII PRIMARE FRACTII RECIRCULATE
Conversie, % Benzină,% Conversie, % Benzină,%
11.0 --- --- 30.0 20.0
11.2 50.0 39.0 39.0 26.5
11.4 52.0 40.0 45.0 31.5
11.6 56.0 41.5 51.0 35.5
11.8 60.0 43.5 57.0 39.0
12.0 (70.0) (52.0) 60.0 41.0
Notă : cifrele scrise în paranteză corespund unor estimări.
Materia primă mai poate influenţa procesul de cracare catalitică prin limitele de
distilare ale acesteia. Creşterea temperaturii medii de fierbere ale materiei prime conduce la
o creştere a conversiei şi randamentelor pentru toate produsele rezultate. Totuşi, pentru
randamentul în benzină această creştere este cu atât mai sensibilă cu cât caracterul ei este
mai alcanic şi poate prezenta o variaţie inversă pentru materiile prime puternic aromate[2].
Influenţa compuşilor cu sulf şi azot, prezenţi în materia primă.
Compuşii cu sulf şi azot nu par să exercite o acţiune directă asupra procesului de cracare
catalitică. Indirect sunt indicaţii că ei ar favoriza depunerea metalelor grele şi în special a
fierului sub o formă dispersată pe suprafaţa catalizatorului, accentuând astfel efectul lor
nociv.
Influenţa natriului şi a metalelor grele
In reziduurile folosite în cracarea catalitică, natriul poate proveni din introducerea NaOH la
distilarea atmosferică-vacuum pentru combaterea coroziunii.El poate proveni şi din apa de
alimentare a cazanelor ce produc aburul tehnologic, precum şi din tratamentelor aplicate
alimentării sau motorinei recirculate.
Sodiul poate neutraliza o parte din centrii activi ai catalizatorilor, poate reduce
stabilitatea sa, iar în cantităţi mai mari poate provoca sinterizarea suprafeţei catalizatorului
şi închiderea parţială a accesului în porii acestuia.
Compuşii volatili ai metalelor grele : Ni, V, Cu respectiv Fe se descompun în
contact cu catalizatorul, iar metalul se depune ca atare sub formă de sulfură pe suprafaţa
acestuia.
Soluţia cea mai eficace pentru a preîntâmpina contaminarea cu metale a materiilor
este hidrofinarea acesteia.
2.6.4 Recircularea
Coeficientul de recirculare K, este exprimat prin relaţia :
; unde :
A0 reprezintă materia primă de alimentare
F este recirculatul
B reprezinta randamentul în benzină
Z conversia în benzină la ieşirea din zona de reacţie
O mică patre din recirculat , 3-5 % faţă de materia primă , îl constituie produsul
rezultat din decantarea fundului coloanei de fracţionare a instalaţiei, care constituie praful
de catalizator antrenat în coloană[1].
Studii recente obţinute în laborator şi verificată pe scară industrială arată că un
adaos de 1.5-1.8 % din acest produs ar conduce la o creştere cu cca 2.2 % a conversiei în
benzină şi o creştere cu cca 2.4 unităţi a numărului octanic motor.Acest efect, greu de
explicat dispare la adaosul unei cantităţi mai mari de produs[1].
Recircularea propriu-zisă constituie fracţia cu limitele de distilare 340-455 °C.
In cazul catalizatorilor clasici, recircularea deplasează spre conversii mai mari
maximul de benzină, ceea ce permite obţinerea unor randamente mai bune.
In cazul catalizatorilor zeolitici de mare activitate, maximul de benzină se situează
la conversii globale mai mari decât în cazul catalizatorilor clasici, efect explicat prin
creşterea vitezei recţiilor de cracare a materiilor prime, fiind afectată mai mult viteza de
cracare a benzinei. In aceste condiţii recircularea devine mai puţin interesantă şi este
complet eliminată sau redusă la cel mult 15 % din alimentarea proaspătă.
2.6.5 Cocsul remanent
Procentul de cocs remanent rămas pe catalizator după regenerare influenţează
sensibil conversia, influenţă ilustrată in figura de mai jos [1].
62
63
64
65
66
67
68
69
70
71
0 0.1 0.2 0.3 0.4
% Cocs remanent pe catalizator
Co
nv
ers
ia in
%v
ol
Fig. 2.5 Influenţa cocsului remanent asupra conversiei
Graficul a fost construit în urma rezultatelor obţinute într-o instalaţie pilot în strat
fluidizat Davison, folosind o motorină din Texasul de Vest având densitatea d=0.893 ,
limitele de distilare 354-502 °C, factorul de caracterizare 12.1 şi conţinutul de sulf 0.30 %.
Catalizatorul AGZ-50 Davison a fost pretratat timp de 12 ore cu 2à % abur diluat cu aer la
826 °C, după care el a avut o suprafată specifică de 120 m²/g şi un volum al porilor de 0.32
cm³/g.
2.6.6 Raportul de contactare
In cracarea catalitică catalizatorul circulă continuu între reactor şi
regenerator.Intensificarea acestei circulaţii, analog proceselor termice în care solidul este
purtătorul de căldură, este exprimată prin raportul de contactare a definit prin relaţia :
;unde
Gcat şi Gmp sunt cantităţile de catalizator, respectiv de materie primă care circulă în
aceiaşi unitate de timp prin reactor.
Raportul de contactare variază la instalaţiile industriale de tip riser între 5 -10
Kg/Kg.
Creşterea raportului de contactare determină creşterea aportului de căldură în nodul
de amestec, deci creşterea temperaturii de intrare în riser. La temperatură constantă
(realizată prin scăderea temperaturii materiei prime) creşterea raportului de contactare are
ca efect creşterea conversiei, a randamentului în gaze, a raportului benzină/gaze, a
randamentului de cocs, a conţinutului de aromate în benzină şi în distilatul uşor, şi
reducerea conţinutului de olefine în benzină, a timpului mediu de staţionare a
catalizatorului în reactor şi al gradului de dezactivare al acestuia datorită depunerilor de
cocs[2].
Mărirea excesivă a acestuia duce la creşterea conţinutului de cocs remanent pe
catalizatorul regenerat (ca urmare a scurtării timpului de regenerare), la creşterea cantităţii
de gaez de ardere antrenate de catalizator din regenerator în sistemul de reacţie, la mărirea
cantităţii de abur de stripare adsorbit pe catalizator.
Tabelul 2.9 Influenţa raportului de contactare asupra conversiei [1].
CATALIZATORUL CONVERSIA
a= 3 a=6
XZ-40 84.8 90.2
DZ-7 83.1 86.8
XZ-25 72.4 84.6
Datele din tabelul 2.9 au fost obţinute într-o instalaţie pilot Davison pentru o
materie primă cu limite de distilare 260-427 °C.
Condiţiile de reacţie fiind :
-temperatura medie în reactor 482°C
-viteza de alimentare 2 Kg catalizator/h
2.6.7 Timpul de reacţie
Creşterea timpului de reacţie în anumite limite, are drept efect creşterea conversiei,
după care, la valori mai mari ale timpului de reacţie, conversia se menţine aproximativ
constantă sau creşte foarte puţin, dar este asociată cu apariţia fenomenului de supracracare,
care conduce la scăderea randamentului în benzină.
Fig 2.6 Influenţa timpului de reacţie asupra conversiei
Pentru timpi de reacţie uzuali de 2-6 secunde corespunde o înălţime a riserului de
30-40 m. Reducerea timpului de reacţie se face prin mărirea vitezei vaporilor în riser, care
variază între 6-8 m/s sau prin scurtarea înălţimii riserului.
La timpi de reacţie mici, selectivitatea în benzină este maximă, deoarece reacţiile
secundare de supracracare a benzinei sunt minime. De asemenea se formează mai puţin
cocs şi are loc o conservare a olefinelor C3- C4 care nu suferă reacţii de transfer de
hidrogen.
2.7 Realizarea industrială
Primele instalaţii de cracare catalitică în strat fluidizat au fost realizate în fază
diluată, aşa numitul model I. Toate celelalte modele până la apariţia riserului au fost
realizate în fază densă. La acest tip de instalaţii, starea de fluidizare realizată cu ajutorul
vaporilor de materie primă a permis obţinerea unui amestec omogen gaz-lichid, care
conferă reactorului caracteristici apropiate de reactoarele cu amestecare perfectă.
a) Instalaţia cu reactor şi regenerator alăturate
Modelul II se caracterizează prin montrea regeneratorului mai sus decât reactorul.
Fig. 2.7 Schema bloc a unei instalaţii de cracare catalitică Model II
1 reactor, 2 regenerator
La Modelul III reactorul şi regeneratorul sunt montate la acelaşi nivel efectul fiind
creşterea presiunii în regenerator, ducând la o intensificare a regenerării catalizatorului.
Fig. 2.8 Schema bloc a unei instalaţii de cracare catalitică Modelul III
1 reactor; 2 regenerator; 3 striper
La instalaţiile Model IV se realizează transportul în fază densă al catalizatorului prin
folosirea unor conducte circulare în formă de U[3].
Fig. 2.9 Schema unei instalaţii de cracare catalitică Modelul IV
b) Instalaţii cu amplasare coaxială a reactorului şi regeneratorului
Aceste instalaţii sunt caracterizate prin montarea reactorului şi regeneratorului într-
o manta comună, având ca avantaj reducerea consumului de metal, scurtarea liniilor de
transport şi reducerea pierderilor de căldură[3].
Din această categorie fac parte instalaţiile de tip OTROFLOW (Fig. 2.10)
c) Instalaţii de cracare catalitică de tip riser
Apariţia catalizatorilor zeolitici cu, activitate şi stabilitate hidrotermică mare, a
condus la realizarea industrială a reacţiei de cracare direct în conducta de transport
ascendentă (riser) la temperaturi ridicate de reacţie şi timpi de regenerare foarte scurţi.
Deplasarea totală a catalizatorului şi vaporilor de materie primă în condiţii de
curgere apropiată de curgerea ideală de tip piston conferă riserului caracteristicile specifice
reactorului tubular. Acest tip de reactor permite obţinerea unor randamente mai mari de
benzină, comparativ cu reactorul cu amestecare perfectă, deoarece benzina este un produs
intermediar al unui mecanism de reacţie succesiv[3].
Una dintre cele mai răspândite instalaţii de cracare catalitică cu riser este cea de tip
UOP (Fig.2.11)
Fig.2 .10 Instalatie de tip ORTOFLOW
Fig 2.11 Instalaţie de cracare catalitică de tip UOP
2.8 Modernizări
Modificările tehnologice mai importante se referă la sistemul de injecţie a materiei
prime în nodul de amestec şi la sistemul de separare rapidă a catalizatorului uzat de
produsele de reacţie.
La sistemele convenţionale de injecţie, catalizatorul ajunge în nodul de amestec în
fază densă. Deoarece trecerea de la faza densă la faza diluată de transport este lentă, sunt
create condiţii favorabile fenomenului de backmixing care generează zone cu concentrare
mare de catalizator responsabile de formarea masivă a cocsului.
Sistemele moderne de injecţie sunt prevăzute cu dispozitive de dispersie multiplă a
materiei prime în fluxul de catalizator aflat deja în fază diluată de transport, realizată cu
aportul aburului de dispersie.
In figura 2.12. este redată schema procesului Kellog Orthoflow modul F, Proiectul
ULTRO ORTHO-FLOW pe lângă gama largă de catalizatori zeolitici disponibili permite
prelucrarea unei game de materii prime ce conțin metale şi asfaltene.
Diversificarea produselor FCC poate fi realizată prin modificarea parametrilor de
operare; operația orientată spre o producție mare de benzină cu cifră octanică mare este
caracterizată de :
activitate mare a catalizatorului
timp scurt de contact
temperatură mare la intrare în riser
rație mică de catalizator
Sistemul Ultraortoflow riser – reactor are avantajul activitații mari şi selecivității
catalizatorilor zeolitici universali folosiți astăzi. Vaporii cracați de la ieşire din riser sunt
imediat separați de catalizator în cicloanele riserului aşa încat diluția fazei cracate și
degradarea produselor de reacție sunt virtual eliminate. Sistemul riser începe cu un
transportor înclinat lateral de catalizator de la baza regeneratorului la riserul vertical.
Lungimea mică a sistemului lateral minimalizează timpul de trecere între ventilul
regeneratorului și riser, rezultând un răspuns rapid şi control sigur al temperaturii riserului.
Figura 2.12 Instalație de cracare Ultra Ortoflow F
3. DATE DE TEST PRİVİND İNSTALAŢİA DE
CRACARE CATALİTİCĂ
3.1 Bilanţul material din instalaţie
Tabelul 3.1 Bilanţ material în instalaţia de Cracare Catalitică [16].
SUPUS Kg/h %gr Materie primă 125 000 100PRODUSEGaze la instalaţia GASCON 51 933 41,36Benzină nestabilizată 29 376 23,50Motorină uşoară 25 000 20,00Motorină reziduală 13 379 10,70Cocs+ pierderi 5 312 4,44TOTAL 125 000 100,00
3.2 Parametrii specifici instalaţiei de Cracare Catalitică
Tabelul 3.2 Parametrii instalaţiei [16].
PARAMETRU VALOAREA Debit de prelucrare •materie primă proaspătă • materie primă combinată
125 000 Kg/h 138 662 Kg/h
Conversie 74, 9 % vol Producţie cocs 5 312 Kg/h Randament în cocs 4,25 % gr Selectivitate cocs 0,10%gr Caracterizare cocs • conţinut de hidrogen • masă molară • căldură de ardere
7 -10 %gr230 -250 Kg/kmol7 500-8 500 Kca/Kg
Raport alimentare combinată/ materie primă 1,00-1,20 Raport catalizator/ materie primă 8,20 Raport catalizator/ alimentare combinată 7,40 Raţia de stripare 1,70 Kg abur/ t catalizator Consum aer/ cocs 16,65 Kg/Kg Viteza de circulaţie a catalizatorului 17,10 t/min Carbon pe catalizatorul uzat 0,62 %gr Carbon pe catalizatorul regenerat 0,36 %gr Cocs Condrason materie primă 0,88 %gr
3.3 Consumul de chimicale şi utilităţi
Tabelul 3.3 Consumul de utilităţi [16].
DENUMIREA CONSUMULUM Cantitatea
CONSUMUL SPECIFIC UM Cantitatea
Combustibil gazos Nm³/h 1 964 Nm³/t 15,71Energie electrică kWh 145,8 kWh/t 16,88Apă recirculată m³/h 1 573 m³/t 12,58Abur 35 bar t/h 24,0 Kg/t 192,00Abur 14 bar t/h 15,3 Kg/t 122,40Abur 4 bar t/h 1,5 Kg/t 12,00Aer tehnic Nm³/h 24,0 Nm³/t 0.20Aer instrumental Nm³/h 26,0 Nm³/t 0,21Condensat pompat t/h 4,0 Kg/t 32,0
Tabelul 3.4 Fluxuri la limita instalaţiei [16].
DENUMIREA PRESIUNEA TEMPERATURA Intrări bar °CMaterie primă reactor 14,0 196Gazolină nestabilizată 16,5 40Gaze sărace 13,78 46Abur joasă presiune 4,0 160Abur de medie presiune 14,0 220Abur de înaltă presiune 35,0 310Apă recirculată rece 5,0 29Aer tehnic 5,0 ambiantăCombustibil gazos 2,95 30 IeşiriEfluent de la vârful reactorului 1,4 520Apă recirculată caldă 1,0 40Gaze arse la CO-Boiler 1,5 132Gaze arse la coş CO-Boiler 0,2 100
3.4 Date constructive ale diferitelor utilaje din instalaţia de Cracare Catalitică [15].
DENUMIRE FUNCTIE CARACTERISTICI PARAMETRII
Regenerator Regenerează catalizatorul uzat prin arderea cocsului
Vas cilindric orizontal căptuşit la interior cu material refractar isolator. Este prevăzut cu 8 cicloane, 4 în prima treptă şi 4 în a doua
Dint = 8 534 mmH = 20 117 mmT calcul = 670 °Cp calcul =1,8 bar
Reactor
Are loc încheierea reacţiilor de cracare catalitică şi separarea produselor de reacţie de către catalizator
Vas cilindric vertical cu fund superior eliptic şi fund inferior conic, prevăzut cu 6 cicloane pentru reţinerea catalizatorului din produşii de reacţie
Dint = 5 394 mmH = 19 050 mmT calcul = 525 °Cp calcul =1,4 bar
Riser
Are loc amestecarea materiei prime cu catalizatorul regenerat şi reacţiile de cracare
Conductă verticală prevăzută cu o secţiune în Y din oţel carbon căptuşită cu material refractar
Dint = 1 372 mmH = 43 200 mmT calcul = 530 °Cp calcul =1,4 bar
Striper
Are rolul de a indeparta cu ajutorul aburului vaporii de hidrocarburi de pe catalizatorul uzat
Este prevăzut cu şicane Dint = 2 900 mm
H = 6 500 mm
Camera cu orificii
Are rolul de a încetini viteza gazelor de arde de la regenerator şi de a reduce căderea de presiune de-a lungul robinetelor
Este un vas cilindric prevăzut cu 5 funduri din grãtar perforat
Dint = 2 286 mmH = 11 465mmT calcul = 550 °Cp calcul =3,5 bar
Coloana principală de fracţionare
Fracţionează efluentul din reactor.Se separă: -vârf: benzina +gaze -lateral: benzină grea,motorină usoară,motorină grea. -bază: slurry
Coloană cu două diametre.Mediu de lucru: hidrocarburi30 de talere cu clapeţi3 talere inel3 talere disc
Dint = 4 200/ 4 800 mmH = 39 786mmT calcul = 538 °Cp calcul =2,8 bar
Coloană cu două compartimente:
Coloană striparemotorină uşoară - benzină grea
Indepărtează fracţiile uşoare din cele două produse
-superior-benzina grea-inferior-motorină uşoaraFiecare compartiment are câte 5 talere cu clapeţi
Dint = 1 500 mmH = 16 520mmT calcul = 343 °Cp calcul =2,81 bar
Vas de reflux
Are loc separarea pe faze în funcţie de densitate a produşilor de reacţie de la vârful coloanei.
Vas cilindric orizontal
Dint = 3 040 mmH = 9 600mmT calcul = 38 °Cp calcul =2,81 bar
Decantor de nămolVas în care se decantează praful de catalizator din motorina reziduală
Vas cilindric vertical cu fund conic
Dint = 2 800 mmH = 8 323 mmT calcul = 399 °Cp calcul =10,55 bar
Generator abur
Produce abur de medie presiune,prin recuperarea căldurii din slurry recirculat
Schimbător de căldură cu fascicul tubular cu cap flotant Manta Teviapa+abur slurry860kg/m3 1200kg/m3
Dint = 1 200 mmH = 7 150mmT calcul = 330 °Cp calcul =6,2 bar
Cuptor preîncălzire aer
Preîncalzeşte aerul trimis de suflantă in regenerator
Prevăzut cu bujie cu aprindere electronicăMediu de lucru: aer+gaze de ardere
Dint = 2 000 mmH = 7 850 mmT calcul = 232 °Cp calcul =3,52 bar
4. ANALİZA TEHNOLOGİCĂ A İNSTALAŢİEİ DE CRACARE CATALİTİCĂ
4.1 Date de test :
1. Debitul de materie primă: 1,00x106 t/an
2. Materia primă: Distilat de vid
2.1. Limite de distilare: 350-550 C
2.2. Densitate: 0,90 g/cm³
2.3. Factor de caracterizare K: 11,8
2.4. Conţinut de sulf: 1,8 %masă
3. Parametrii de funcţionare ai sistemului reactor-regenerator
31. Temperatura în reactor: 520C
3.2. Temperatua în regenerator: 670C
3.3. Presiunea în reactor: 1,4 bar
3.4. Presiunea în regenerator: 1,8 bar
3.5. Conversie: 74;9 % vol.
3.6. Temperatura abur: 250C
3.7. Presiune abur: 14,5 bar
3.8. Cocs remanent pe catalizator regenerat: 0,20 % masă
3.9. Densitatea volumetrică a catalizatorului în riser: 100 kg/m3
3.10. Densitatea volumetrică a catalizatorului în regenerator: 450 kg/m3
4. Compoziţia gazelor arse din regenerator:CO=0,08%vol.,CO2=13,00 %vol,O2=4,00 %vol.
5. Tip de catalizator: RESOLVE COBRA 52P (zeolitic)
6.1. Densitatea volumetrică: 820 kg/m3
6.2. Densitate reală: 2350 kg/m3
6. Curba de distilare a materiei prime:
4.2 VERİFİCAREA BİLANŢULUİ MATERİAL
% vol 5 50 95
Temp. C 325 437 510
Distribuţia produselor de reacţie depinde de tehnologia de realizare industrială a instalaţiei de cracare catalitică.
Pentru determinarea randamentului de produse de reactie in cadrul lucrării s-a folosit o metoda grafică care corelează conversia cu un factor de corelare α, si parcurge următorii paşi[7] :
Calculul factorului de corelare α ce expimă sintetic calitatea materiei prime apreciată
prin:
temperatura medie volumetrică de fierbere, Tmf , F,
punctul de anilină, PA, F, [10]
densitatea(greutatea specifică) ,
conţinutul de sulf, S,%masă
Relaţia de calcul a factorului de corelare este :
Determinarea randamentelor de produse de reacţie se realizează după următorul
algoritm:
1) Calculul factorului de corelare :
-Tmf= 795,2 F
-S=1,8 % masă
-= 0,900 g/cm³
-PA= f(, Tmf) = 185F (din grafic[10])
2) Randamentul în fracţia C3 -400°F (figura 1 [7] ) x = 0,749 α =79,25 ηC3 = 83,85 % vol
3) Randamentul de benzină C5 -400°F (figura 2 [7] )
Raportul
Randamentul de benzină este : 0, 685·83,25 =57,44 % vol
4) Randamentul în fracţiiC3 + C4
83,85- 57,44 =26,41 % vol5) Randamentul în propan(C3) + propenă(C’3)
Pentru =79,25, din graficul 3 [7] se determină raportul:
Randamentul în fracţie C3 (C3+C’3) este calculat cu relaţia:
Randamentul în fracţie C4 (total)este:
C4= C3+C4 - C3 = 26,41- 9,75 =16,66 % vol.
6) Randamentele în propan şi propenă
Pentru =79,25 , din graficul 4 [7] se determină raportul:
Randamentul de propenă:
Randamentul de propan:
7) Randamentele în componenţi C4:
Pentru =79,25 , din graficul 5 [7] se determină raportul:
Randamentul de butene:
In literatură [7] se recomandă pentru conţinutul de n-butan în fracţia C4
aproximativ 12,5% vol. Deci randamentul de n- butan este:
Randamentul de i-butan este:
8) Randamentele în cocs + gaze C-2( H2, metan, etan, etilenă)
Conform graficului din figura 6 [7] pentru =79,25 şi conversie 74,9% vol,
randamentul în cocs + gaze C-2 este :
cocs + gaze C-2=7 ;69 % masă
9) Randamentul de cocs
Pentru =79,25 , din graficul 7 [7] se determină raportul:
10) Randamentele în componenţii fracţiei C2-
Randament în total gaze C2-:
gaze C-2 = cocs + gaze C
-2- cocs= 7,69- 5,25=2,44 % masa
Funcţie de randamentul în fracţia C2- stabilit anterior şi de compoziţia fracţiei C2
-
dată din literatură [7] se determină randamentele în componenţii fracţiei C2- faţă de materia
primă:
Tabel 4.1. Randamente în componenţii fracţiei C2
Component % masă în
fracţia C2-
% masă în
materia primă
H2 1,7 0,0415
CH4 41,3 1,00
C2H4 23 0,56
C2H6 34 0;83
Total 100 2,44
11) Randamentul în hidrogen sulfurat (H2S)
Pentru =79,25 , din graficul 8 [7] se determină raportul:
12) Se determină densitatea benzinei exprmată în API
Din graficul 9 [7] pentru conversie =74,9 %vol. şi =79,25 rezultă:
benzină=56,77 API
Randamentul de benzină exprimat în % masă este:
13) Materia primă netransformată este:
MU+MG=100-74,9 =25,1 % volum
Din graficul 10 [7] pentru conversie =74,9 %vol. şi =79,25 se determină
dieferenţa între %masă (MU+MG) şi % vol. (MU+MG)
MU- motorină uşoară; MG- motorină grea
Ranadametul de (MU+MG)= 25,1+1,77=26,87 % masă
14) Se consideră randamentul de motorină grea de 5%volum [7].
Randamentul de motorină uşoară este
MU= 25,1-5=20,1 %vol.
15) Din graficul 11 [7] pentru conversie =74,9 %vol. şi =79,25 se determină diferenţa
între densităţile materiei prime şi a motorinei uşoare exprimate în API.
API MP-API MU=4,0 API
Densitatea motorinei uşoare este:
MU= 25,72-4,0=21,72 API
16) Randamentul în motorină uşoară este:
17) Randamentul şi densitatea motorinei grele
Randamentele în produsele de reacţie obţinute la cracarea catalitică sunt prezentate
în tabelul 4.2.
Transformarea randamentelor exprimate din procente volum în % masă pentru
fracţia C3-C4 s-a realizat cu formula:
Densitatea componenţilor din fracţia C3-C4 este data în tabelul 4.2.
Deorece suma randamentelor a fost de 98,07 a fost necesară normalizarea distribuţia
produselor de reacţie.
Tabelul 4.2. Randamentele în produse de reacţie obţinute la cracare catalitică
Comp. % vol. % masă
calculate
%masă
normalizate
Total pe fracţii
Hidrogen - - 0,0415 0,0423 Gaze C2-
2,477Metan - - 1,00 1,019
Etenă - - 0,56 0,57
Etan - - 0,83 0,846
Propenă 6,825 0,5220 3,563 3,633 Fracţie C3
5,147Propan 2,925 0,5077 1,485 1,514
Butene 8,33 0,6013 5,009 5,108 Fracţie C4
10,029i-Butan 6,25 0,5631 3,653 3,725
n-Butan 2,083 0,5844 1,173 1,196
Benzină 57,44 0,752 48,00 48,94 48,94
Mot.
uşoară
20,1 0,924 20,64 21,05 21,05
Mot. grea 5,00 1,012 6,23 6,353 6,353
Cocs - - 5,25 5,353 5,353
H2S - - 0,64 0,66 0,66
Total 98,07 100,00 100,00
Pe baza randamentelor din tabelul 4.2 se determină bilanţul material pe secţia de
reactie a instalaţiei de cracare catalitică (tabelul 4.3)
Tabelul 4.3. Bilanţul material pe instalaţia de cracare catalitică
Produse de
reacţie
Randamente
%masă
Debite
kg/h
Debite pe fracţii
kg/h
Hidrogen 0,042352,88
Gaze C2-
3 096,63Metan 1,0191273,75
Etenă 0,57712,50
Etan 0,8461057,50
Propenă 3,6334541,25
Fracţie C3
6 433,75Propan 1,5141892,50
Butene 5,1086385,00
Fracţie C4
12 536,25i-Butan 3,7251495,00
n-Butan 1,1964656,25
Benzină 48,9461175,00
61 175,00
Mot. uşoară 21,0526312,50
26 312,50
Mot. grea 6,3531250,00
1 250,00
Cocs 5,3536691,25
6 691,25
H2S 0,66812,50
812,50
Total 100,00 125 000 125 000
Analizând cele două tabele ( tabelul 4.2 respectiv 4.3) se remarcă o bună concordanţă între randamentele estimate prin procedura de analiză şi cele culese din instalaţia industrială de la Petrotel-Lukoil. Menţionez că estimarea distribuţiei s-a realizat pentru o materie primă cu caracteristici asemănătoare cu cele folosite în instalaţia industrială. Aceasta dovedeşte că procedura mai sus descrisă [7] poate fii folosită cu încredere.
4.3 BİLANŢ TERMİC PE SİSTEMUL REACTOR-REGENERATOR
4.3.1 Determinarea compoziţiei cocsului
Regenerarea catalizatorului de cracare catalitică constă în arderea cocsului depus pe
particulele de catalizator.
Combustibilii conţin ca elemente chimice componente C, H, S, O şi N.
Se determină fracţiile c (carbon) şi h (hidrogen) în funcţie de compoziţia gazelor de
ardere în regenerator, determinată cu ajutorul analizei Orsat.
yCO2 =13 % vol în gazele de ardere
yCO =0,08 % vol în gazele de ardere
yO2 =4 % vol în gazele de ardere
Se urmăreşte determinarea valorii coeficienţilor cantităţii de aer cu care are loc
arderea, în funcţie de circulaţia gazelor arse, care conţin CO2, CO, O2, N2.
%vol
c+h =1
h=0.114
4.3.2 Determinarea coeficientului α
Coeficientul cantităţii de aer se determină în funcţie de yCO2 , yCO si yO2.
4.3.3 Determinarea cantităţii de aer necesar arderii
In calculele tehnice ale procesului de combustie, aerul se consideră uscat, având
următoare compoziţie: 21%vol O2 şi 79%vol. N2.
Consumul de minim de aer (ardere stoechiometrică) [ ]
Consumul real de aer este:
4.3.4 Determinarea debitului de cocs
Cantitatea de cocs este egala cu :
Cantitatea de aer necsara arderii cocsului este egala cu: Kg/
4.3.5 Determinarea compoziţiei gazelor de ardere
Deoarece în urma analizei ORSAT, în gazele de ardere este şi CO, rezultă că
arderea este incompletă.
Se notează cu fracţia masică a carbonului din cocs care arde la CO.
Tabelul nr. 4.4 Compoziţia gazelor de ardere
Component ni Kmol/Kgcomb
MKg/Kmol
mi Kg
xi fr mol
gi % masa
Cpi J/Kg°C
CO2 0,0734 44 3,230 0,118 17,829 1171,024 CO 0,000458 28 0,013 0,000735 0,0707 911,984 O2 0,0227 32 0,724 0,0363 3,994 1049,641 N2 0,469 28 13,129 0,754 72,466 1118,494 H2O 0,057 18 1,022 0,0913 5,641 2412,960 Total
0,6221
-- 18,118 1,000 100,000
---
Căldura specifică a componenţilor gazelor de ardere se determină conform relaţiei:
3T*D2T*CT*BACp [8]
unde A,B,C,D dunt constante specifice substanţelor
Tabelul 4.4 Constantele specifice componenţilor gazelor de ardere
COMP. A B C DCO2 210*4.8900A 1.4651B 310*0.94565C 710*2.3023D CO 210*10.3454A 0.09717B 310*0.41860C 710*6.1893D O2 210*8.13146A 0.367275B 310*0.07319C 710*0.17569D N2 210*10.5696A -0.19734B 310*0.49484C 710*1.86875D
H2O 210*18.8370A -0.16744B 310*0.84417C 710*2.69764D
4.3.6 Determinarea raportului de contactare
Raportul de contactare este dat de relaţia:
GG
MP
cata
şi se determină din bilanţul termic pe regenerator (conturul 1), figura 4.1.
eQiQ
♦Căldura de ardere
Unde qA- putrea calorică a cocsului calculată cu relaţia:
Figura 4.1. Schema de bilanţare termică a regeneratorului
Din date de literatură se determină[2]:
kg
kcal2450q
COC
kg
kcal28900q
O2HH
♦ Căldura adusă de aer
unde: taer- temperatura de intrare a aerului,
caer=1,0127 kj/kg ºC- căldura specifică a aerului
Aerul se comprimă la 3 bar. Prin comprimare temperatura creşte la 160 ºC.
♦Căldura adusă de catalizator
unde: Cpcat=0,3kcal/kgºC- cădura specifică a catalizatorului [8].
tr-temperatura de intrare a catalizatorului în regenerator( se consideră temperatura
de intrare cu 5ºC mai mică decât temperatura din reactor)
♦Căldura adusă de cocsul depus pe catalizator
unde: Cpcocs=0,5 kcal/kgºC- cădura specifică a cocsului [8 ]
♦Căldura adusă cu cocsul remanent
unde : %k reprezinta procentul de cocs remanent (0.2 % date de proiectare)
Cpcocs reprezinta caldura specifica a cocsului la temperatura din reactor=0.5
Kcal/Kg°C
♦Căldura adusă de aburul adsorbit pe catalizator
unde: =0,003 kg/kg- coeficientul de reţinere al aburulu
iab -entalpia aburului la tr [9]
Total căldură intrată în regenerator:
Fluxul termic la ieşirea din regenerator:
kJ/h
♦Căldura eliminată cu catalizatorul
unde: tR-temperatura din regenerator
♦Căldura eliminată cu cocsul remanent
♦Căldura eliminată cu aburul desorbit
unde: iabur-entalpia aburului la temperatura din regenerator.
♦Căldura eliminată cu gazele arse:
unde: Cpga-căldura specifică medie a gazelor arse, calculată cu relaţia:
♦Căldura pierdută
Se consideră pierderi de căldură prin pereţii regeneratorului cca 6% din căldura
dezvoltată la arderea cocsului.
Total căldură evacuată din regenerator:
Din ecuaţia rezultă debitul de circulatţie al catalizatorului:
Raportul de contactare este:
4.3.7 Determinarea temperaturii de preîncălzire a materiei prime
Temperatura de preîncălzire a materiei prime se determină prin bilanţ termic pe
conturul 1 din figura 4.2.
Figura 4.2. Schema de bilanţ termic a sistemului de reacţie
eQiQ
Fluxul termic la intrare este:
mpQareabur.stripQabur.vapQkQcatQiQ
♦ Căldura adusă de către catalizator :
KJ/h
♦ Căldura adusă de cocsul remanent :
KJ/h
♦ Căldura adusă de aburul de vaporizare :
Se admite că 2% (masă) din cantitatea de materie primă reprezintă aburul de vaporizare :
♦ Căldura adusă de aburul de stripare:
Se admite că 1% din cantitatea de catalizator reprezintă aburul de stripare :
KJ/h
♦ Căldura adusă de către materia primă : KJ/h
Fluxul termic la intrare este :
KJ/h
unde h reprezintă entalpia materiei prime la intrare în reactor
Fluxul termic la ieşirea din regenerator este :
pQRQab.absQeab.striparQab.vapQprodQab.absQkQcocsQcatQeQ
♦ Căldura evacuată cu catalizatorul:
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu cocsul format în reacţie:
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu cocsul remanent:
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu aburul absorbit pe catalizator :
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu produsele de reacţie :
unde ηcocs =5,25 %
H reprezintă entalpia materiei prime la ieşirea din reactor care se calculeaza cu o
relaţie empirică:
Kcal/
unde t reprezintă temperatura din reactor
reprezintădensitatea materiei prime (0.900 g/cm³, date de proiectare)
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu aburul pe la vârful reactorului :
ab.desorbQeab.striparQab.vapQaburQ
♦ Căldura consumată în reacţie :
KJ/h
unde q reprezinta caldura de reactie, care se alege intre 50-80 Kcal/Kg
♦ Căldura pierdută prin pereţii reactorului:
Se admite că pierderile de căldură prin pereţii reactorului sunt în limita a 2.5 % din
căldura adusă de catalizator :
KJ/h
Căldura totală evacuată din sistem este :
KJ/h
Din ecuaţia de bilanţ termic se determină entalpia materiei prime la intrarea în reactor, cu
ajutorul căreia se calculează temperatura de intrare a materiei prime :
Kcal/Kg
Entalpia se calculează cu o formulă empirică [9] :
Cunoscând valoarea entalpiei se determină temperatura de preîncălzire a materiei prime :
t=268 °C
4.3.8 Determinarea temperaturii de intrare în riser
Temperatura la intrare în riser se determină din ecuaţia de bilanţ termic pe
conturul 2 (fig 4.2) ,bilanţ efectuat în nodul de amestec.
Se presupune temperatura la intrare în riser:
°C
°C
B.T :
Intrari :
♦ Căldura adusă de materia prima :
KJ/h
♦ Căldura adusă de către catalizator :
KJ/h
♦ Căldura adusă de cocsul remanent :
KJ/h
♦ Căldura adusă de aburul de vaporizare :
Se admite că 2% (masă) din cantitatea de materie primă reprezintă aburul de vaporizare :
Fluxul termic la intrare va fii:
KJ/h
Ieşiri :
♦ Căldura evacuată cu catalizatorul :
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu cocsul remanent :
KJ/h
♦ Căldura eliminată cu materia primă în stare de vapori :
KJ/h
unde H reprezintă entalpia materiei prime în stare de vapori, care se calculează cu aceiasi
formula menţionată anterior.
KJ/Kg
♦ Căldura evacuată cu aburul de vaporizare :
KJ/h
unde : i reprezintă entalpia aburului la temperatura de intrare în riser [7]
Fluxul termic la ieşire este :
KJ/h
Eroarea de încheiere a bilanţului termic este :
Valoarea maximă admisă a erorii pentru ca temperatura presupusă sa fie corectă
este ±1% !
Deoarece eroarea este de -0.02% rezultă că temperatura presupusă la intrarea în
riser este corectă şi anume t=540 °C.
4.3.9 Determinarea temperaturii la ieşirea din riser
Temperatura la ieşirea din riser se determină din bilanţ termic pe conturul 3 (fig 4.2 )
Se presupune temperatura la ieşire din riser :
°C
°C
B.T :
Intrări : KJ/h
Ieşiri :
♦ Căldura eliminată cu catalizatorul :
KJ/h
♦ Căldura evacuată cu cocsul format în reacţie :
KJ/h
♦ Căldura eliminată cu cocsul remanent :
KJ /h
♦ Căldura evacuată cu produsele de reacţie :
KJ/h
unde H reprezintă entalpia materiei prime la ieşirea din riser
♦ Căldura evacuată cu aburul de vaporizare la ieşirea din riser :
KJ/h
unde i reprezintă entalpia aburului determinată la temperatura de ieşire din riser [7]
♦ Căldura consumată în reacţie:
KJ/h
♦ Căldura pierdută prin pereţii reactorului:
Se admit pierderi de căldură în limita a 2.5 % din căldura adusă de catalizator.
KJ/h
Căldura totală evacuată din sistem :
KJ/h
Eroarea de încheiere a bilanţului termic :
Valoarea maximă admisă a erorii pentru ca temperatura presupusa să fie corectă
este ±1% !
Deoarece eroarea este de 0.008% rezultă că temperatura presupusa la ieşirea din
riser este corectă şi anume t=530 °C.
4.4. CALCULUL DE VERİFİCARE AL SİSTEMULUİ DE REACŢİE
4.4.1 Verificarea dimensionării principalelor utilaje ale sistemului de reacţie
1. Verificarea riser-ului.
♦Calculul vitezei vaporilor:
Viteza vaporilor se determină din ecuaţia de continuitate:
unde: - debitul volumetric mediu al efluentului în riser, m3/s
v - viteza medie a efluentului în secţiunea liberă a riserului, m/s
A-aria secţiunii de curgere=
Pir=Pr+P=1,4+0,5=1,9 bar
MMP=315 kg/kmol determinată grafic [10]
Dr=1,372 m din date constructive
Viteza medie de deplasare a efluentului prin riser de 6,55 m/s se înscrie în limitele de 6-8 m/s recomandate în literatura de specialitate. Acestă viteză asigură din punct de vedere hidrodinamic condiţii optime de transport fără amestecare inversă (back mixing) apropiind foarte mult riserul de un reactor tubular cu curgere tip piston.
2. Verificarea regeneratorului
Calculul vitezei gazelor de ardere :
Din cartea de operare DR =8 534 mm, iar din ecuaţia de continuitate se determină viteza gazelor de ardere din regenerator :
Valoarea vitezei maxime a gazelor arse în regenerator este de 0,8 m/s se înscrie
în limitele vitezelor menţionate în literatură de cca 0,6-0,8 m/s. La acestă viteză însă
antrenările particulelor de catalizator de către gazele arse spre cicloane sunt la
limită,ceea ce ar putea determina încărcarea excesivă a cicloanelor şi evident ar putea
conduce la creşterea pierderilor de catalizator la coşul regeneratorului.
3. Verificarea vasului separator
Verificarea dimensionării vasului separator parcurge următoarele etape :
♦ calculul debitului volumetric mediu al efluentului în riser :
s
m61,5
p
RT
18
G
18
G
18
G
M
gG
p
RTnV
3
r
rababsabstrabvap
i
imp
r
ree
♦ calculul vitezei maxim admisibile în secţiunea liberă a vasului separator :
Din cartea de operare Dvs =3 040 mm
Viteza maximă a vaporilor în vasul separator este 0,773 m/s ,se înscrie în
limitele vitezelor menţionate în literatură de cca 0,6-0,8 m/s. La acestă viteză antrenările
de particule de catalizator spre cicloane sunt acceptabile, nu detemină încărcarea excesivă
a cicloanelor şi evident nu conduc la creşterea excesivă a antrenărilor de catalizator în
coloana de fracţionare cu posibilitatea de colmatare a echipamentelor interne ale
coloanei..
4. Verificarea striperului
unde: reprezintă suprafaţa striper-ului care se determină conform relaţiei:
m²
în care reprezintă încărcarea striper-ului şi ia valori între 3500-500 Kg cat/m³min.
Se alege încarcarea striper-ului 4000 Kg cat/ m³min
Aflarea timpului de stripare:
,
unde VS-volumul striperului = 23,966 m³
Din cartea de operare HS=6 500 mm
unde ys reprezintă densitatea striper-ului şi are valoarea de 600 Kg/m³
Timpul de stripare este:
4.4.2.Verificarea funcţionării cicloanelor
Literatura de specialitate din ultimii ani prezintă metode modernizate pentru
calculul cicloanelor din regenerator, care se bazează în principal pe:
a) Determinarea raţiei de catalizator antrenat;
b) Modul în care raţia de antrenare este influenţată de către densitatea reală a particulei;
c) Influenţa densităţii reale a particulei asupra separării particulelor de catalizator, de
gaze,
în ciclon;
d) O cât mai bună distribuţie a mărimii particulelor de catalizator. Este de dorit ca
ponderea particulelor cu diametru mai mic de 40 microni să se situeze în limitele 8…
15%.
e) O caracteristică superioară de reţinere a particulelor de catalizator în ciclon, în vederea
unei distribuţii corespunzătoare a particulelor la echilibru, astfel că, particulele fine
rezultate din eroziuni, să fie întoarse în stratul de catalizator cu diametre mai mari de 40
microni.
f) Completarea cu catalizator proaspăt, cu rol de a menţine o distribuţie uniformă a
particulelor catalizatorului la echilibru, prin înlocuirea particulelor fine pierdute la ciclon;
g) Viteza în cicloane menţinute în limite optime. Viteza în cicloane este determinantă
pentru factorul de separare.
h) Căderile de presiune pe tot sistemul de cicloane.
Căderea de presiune este funcţie de:
viteza gazului de intrare şi ieşire;
raţia de antrenare;
densitatea gazelor;
tipul ciclonului.
Căderea de presiune se compune din căderea de presiune pentru fiecare rând de
cicloane plus căderea de presiune datorată acceleraţiei între cele două rânduri de
cicloane.
Revenind la raţia de catalizator antrenat, trebuie arătat că aceasta este în funcţie
de:
viteza efectivă în secţiunea liberă a regeneratorului;
densitatea particulelor de catalizator;
distribuţia la echilibru a particulelor de catalizator;
densitatea gazului;
vâscozitatea gazului.
Gazul care părăseşte stratul fluidizat antrenează odată cu el şi particule de
catalizator. Suprafaţa (nivelul) stratului fluidizat are aspectul unui strat fierbător în care
unele particule sunt antrenate spre ciclon, iar altele se întorc spre stratul fluidizat.
La o anumită înălţime faţă de nivelul stratului fluidizat (TDH) la care viteza
gazului este relativ uniformă, antrenările sunt aproximativ constante şi egale cu
capacitatea de transport pneumatic.
Antrenările se stabilesc pe baza unor relaţii empirice specifice transportului
pneumatic de particule. Dacă viteza gazului în secţiunea liberă creşte, ca urmare a
instalării în regenerator a cicloanelor şi a altor construcţii, implicit, va creşte şi raţia de
antrenare.
Se aleg cicloane amplasate în două trepte, câte şase cicloane în fiecare treaptă.
1. Verificarea cicloanelor din regenerator
Calculul unui ciclon din prima treaptă :
D = 49,448 (inci) = 1,256 m
Caracteristicile geometrice ale ciclonului se stabilesc în conformitate cu specificaţiile
din materialul bibliografic [12], funcţie de diametrul părţii cilindrice:
M = 675
♦ Aria de intrare, Ai :
Ai = 49,4482 /675 =3,622 ft2
♦ Diametrul de intrare, Di :
=>
♦ Diametrul tub ieşire, D0 : D0 = 0,35 D = 0,35 49,448 = in = 0,441 m
♦ Înălţimea părţii cil., Hcil: Hcil = 1,5 D = 1,5*1,256= 1,884 m
♦ Înălţimea camerei de praf, Hcp: Hcp = 1 D = 1,256 m
♦ Înălţimea părţii conice
Hcon =1,5D =1,884 m
♦ Se determină „TDH” cu relaţia empirică:
TDH = 80 (Vs)1/2 DR(0,27 – 0,036 Vs) , in care
Vs = viteza gazului în secţiunea liberă a regeneratorului; (ft/s).
DR – diametrul regeneratorului, (ft).
DR = 8,534 3,28 = 27,99 ft
TDH = 80 (1,558)1/2 27,99 (0,27 – 0,036 1,558 ) =203,675 in
Se ia H = 5 m = 196,85 in.
♦ Se determină grafic folosind fig.1 [12], raportul:
Ve = Vs 1,23 = 1,558 1,23 = 1,916 ft/s
♦ p = densitatea aparentă
p = 900 kg/m3 = 900 0,0625 = 56,25 lb/ft3
♦ Grafic din fig. 2 [12], se determină raportul:
unde „e” – raţia de antrenare.
Din grafic:
Gga = 118894,924 kg/h
Gab ads = 2654,553 kg/h
G = 0,661 0,0625 = 0,0413 lb/ft3
e = 7,2 0,0413 = 0,297 lb/ft3
♦ Viteza de intrare în ciclon:
Nc – numărul de cicloane= 6
♦ Viteza curentă în ciclon:
♦ Căderea de presiune se determină grafic cu ajutorul graficului din fig.3 din [12]
Pc1 = 87 G = 87 0,0413 = 3,593 in WG
Pc1= 3,593 25,4 = 91,256 mm Hg
Pc1 = 91,256 9,7859 = 893,025 N/m2
Calculul ciclonului din treapta a doua
Se foloseşte: M = 800
Ciclonul va avea aceleaşi caracteristici dimensionale ca la treapta a I-a :
♦ Se consideră antrenările e = 0 (zero)
♦ Viteza curentă în ciclon:
In conformitate cu graficul din fig 3.[12], rezultă:
Pc2 = 191 0,043 = 7,97 în WG
Pc2 = 7,97 25,4 = 202,442 mm Hg
pc2 = 202,442 9,7859 = 1981,077 N/m2
Pc = Pc1 + Pc2 = 3,593 + 7,97 = 11,563 WG ,
Pc = 293.698 mm Hg = 2874.102 N/m2
♦ Calculul pierderilor de catalizator la cicloane
Qv max = 27,15 m3/s = 27,15 3,283 (ft3/s) = 958.057 ft3/s
Conform graficului din fig.4 [12] valoarea raportului:
Ve = 2,346 ft/s
D = 49,448 in.
A = 8,3 4,504 = 37,385 lb/h= 37,385 0,454 = 16,973 kg/h
♦ Pierderi anuale pentru o treaptă:
P=NC∙A∙X∙τ
NC=6, τ=8000 h/an,
P = 6 16,973 8000 = 814697.669 kg/an = 814,7 t/an
Pierderile de catalizator la regenerator sunt efective, catalizatorul fiind antrenat de
gazele arse la coş şi mai departe în atmosferă. Din acest punct de vedere ar trebui să fie
cât mai mici pentru a reduce cheltuielile şi mai ales pentru a evita poluarea cu particule
de material a aerului.
Ca valoare pierderile de 800 t/an se înscriu în condiţiile de operare curentă a
instalaţiei (cca 1t/zi). Aceste pierderi sunt minime şi nu provoacă cheltuieli suplimentare
deoarce rata de înlocuire cu catalizator pentru a menţine activitatea la echilibru
constantă, este de 1-2 t/zi.
2. Verificarea cicloanelor din reactor
Calculul parcurge următoarele etape :
♦ Calculul vitezei :
Vs = 1,689 3,28 = 5,539 ft/s
♦Din cartea de operare diametrul vasului separator:
Dvs = 3,040 3,28 = 9,971 ft
♦ Calculul nivelului stratului fluidizat:
TDH = 80 (Vs)1/2 Dvs (0,27 – 0,036 Vs)
TDH = 80 (5,539)1/2 9,971 (0,27 – 0,036 5,539 )
TDH = 221,48 in
Se alege H = 5 m = 196,85 in.
Grafic din fig.1 [12], se detremină raportul
Ve = 0,978 Vs = 0,978 5,539 =5,417 ft/s
p = 900 kg/m = 56,25 lb/ft3
Graficul ,din fig.2. [12], se determină raportul:
Gpr reacție =Gmp-Gcocs= 118437.5 Kg/h
G = 3,00 kg/m3 ; G = 3,00 0,0625 = 0,188 lb/ft3
; e = 6,2 0,188 = 1,163lb/ft3
D = 1,104 m = 43,46 in
; M = 675
♦ Diametrul interior:
Hcil = 1,6 D = 1,6 43,46 = 69,543 in = 1,766 m
Hcon = 1,6 D = 69,543 in = 1,766 mD0 = 0,38 D = 0,38 43,46 = 15,213 in = 0,386 m
Hcp = 1 D = 43,46 in = 1,104 m
♦ Viteza de intrare în ciclon:
♦Viteza curentă în ciclon:
♦ Căderea de presiune:
Se determină grafic folosindu-se graficul din fig.3 [12]:
Pc = 188 0,196 = 35,252 in WG
Pc = 35,252 25,4 = 895,413 mm H2O
Pc = 895,413 9,7859 = 8762.422 N/m2
♦Calculul pierderilor de catalizator:
Se determină folosind graficul din fig. 4[12]:
A = 4,5∙ X = 4,5 13,147 = 59,164 lb/h
A = 59,164 0,454 = 26,860 kg/h
♦Pierderi anuale:
P = 26,860 6 8000 ore = 1289293.595 kg/an =1289,3 t/an
Pierderile de catalizator se pot reduce, prin creşterea vitezei de intrare a gazelor în
ciclon, dar asociat cu aceasta va creşte şi căderea de presiune pe cicloane şi implicit
presiunea la intrare în riser.
Se acceptă pierderi de catalizator mai mari deorece catalizatorul eliminat din
vasul separator este reţinut la baza coloanei de fracționare şi recirculat în riser împreună
cu slurry.
Rezultatele calcului tehnologic al sitemului de reacţie în varianta cu regenerator
convenţional sunt prezentate în tabelul 4.5
Tabelul 4.5. Rezultate din calculul de verificarea sistemului reactor-regenerator
Caracteristici Riser Regenerator Vas
separator
Striper Cicloane
Riser Regen.
Temperatura, C tir=540
ter=530
670 38 525 520 670
Presiunea, bar pir=1,4
per=1.9
1,8 2,8 - 1,4 1,8
Diametrul,* m 1,372 8,534 3,040 2,9 1,104 1,256
Inălţimea*, m 43,2 20,17 9,6 6,5 13,9 11,1
Viteza gaz, m/s 6,55 0,79 0,77 6,92 - -
Timp de şedre,s 4 - - 1,06 - -
P, bar 0,5 - - - 0,038 0,035
Pierderi de
catalizator, t/an
- - - - 1289,3 814,70
*date constructive
5 CALCULUL DE VERİFİCARE A PRİNCİPALEİ COLOANE DE FRACŢİONARE
Pentru verificarea coloanei principale de fracţionare sunt necesare următoarele
tipuri de date:
-date care rezultă din bilanţul material pe reactor;
-date referitoare la proprietăţle fracţiunilor care trebuie separate
-date referitoare la alegerea tipului de coloană
5.1. BİLANŢ MATERİAL PE COLOANA DE FRACŢİONARE
Debit de alimentare –( vapori hidrocarburi + abur)
111 304,13 kg/h + 8 562,71 kg/h
Presiune la intrare în coloană= 1,2 bar
Temperatura la intrare în coloană = 525 C
Tabelul 5.1. Bilanţ material pe coloana de fracţionare [16].
Fracţii Debite pe fracţii,
kg/h
Densitate
d1515
Gaze 22 066,63 -
Benzină 61 175,00 0,7520
Mot. uşoară 26 312,50 0,9240
Mot. grea 1 250,00 1,0120
Reziduu* 500,00 1,0120
Total 111 304,13 -
* Din coloana de fracţionare se extrage şi reziduu, care nu este determinat separat în
bilanţul material pe reactor. Din date practice din instalaţii industriale se aproximează
cantitatea de reziduu la cca 40% din cantitatea de motorină grea [16].
Tabelul 5.2 Caracterizarea produselor – curbe STAS*
Benzină Motorină uşoară Motorină grea
% vol. t C % vol. t C % vol. t Ci 43 i 208 i 28610 66 10 235 10 29530 98 30 247 30 31550 118 50 253 50 33270 142 70 260 70 35090 180 90 276 90 374f 200 f 290 f 388
*Curbele STAS ale fracţiunilor distilate sau ales pe baza datelor culese dintr-o instalaţie
industrială de cracare catalitică. [16]
5.2 STABİLİREA PROPRİETĂŢİLOR MEDİİ ALE PRODUSELOR
Proprietăţile medii care se determină sunt: factorul de caracterizare-K, temperatura
medie de fierbere, masa molară.
Factorul de caracterizare se defineşte prin relaţia:
unde:
T - temperatura medie de fierbere [K] - densitatea relativă
Temperatura medie de fierbere se calculează în general ca temperatura de fierbere
medie molară, cu ajutorul relaţiei:
tmm = tmv + c
tmv - temperatura medie volumetrică
c - corecţia care se adaugă tmv care se determină grafic[10] funcţie de tmv şi
panta
10-90% pe curba STAS a produselor
Temperatura medie volumetrică se determină cu relaţia:
unde: t10%…90% -temperatura corespunzătoare la 10%…90% pe curba de distilare
STAS a produselor
Masa molară de citeşte din grafic [10] în funcţie de temperatura medie de fierbere şi
Benzină
c = -16 [10]
tmm = 120,4 – 16 = 104,4C T = 104,4 + 273 = 377,4K
M = 100 [10]
Motorină uşoară
c = -7 [10]
tmm = 254,2 – 7 = 247,2C T = 247 + 273,15 = 520,35 K
M = 210
Motorină grea
c = -7 [10]
tmm = 333,2– 7 = 326,2C T = 326,2 + 273,15 = 599,35 K
M = 310
Gaze
Tabelul 5.3 Compoziţia masică şi molară a gazelor
Compoziţiegaze
Gi kg/h
Mi xi
fr.greut.ni
Kmol/hxi
fr.molară
CH4
1273,75 16 0,0579 79,61 0,1557C2H4
712,50 28 0,0324 25,45 0,0497C2H6
1057,50 30 0,0480 35,25 0,0689C3H6
4541,25 42 0,2063 108,13 0,2114C3H8
1892,50 44 0,0860 43,011 0,0841C4H8
6385,00 56 0,2900 114,018 0,2229iC4H10
1495,00 58 0,0679 25,78 0,05039nC4H10
4656,25 58 0,2115 80,28 0,1569Total
22013,75 - 1,0000 511,53 1,0000
xi = fr.molară
Mi = masa moleculară a componentului i
M = 48,17 Kg/Kmol
Cunoscându-se debitele masice ale fracţiunilor separate în coloană, precum şi
densitatea şi masele lor molare, se calculează debitele volumetrice şi molare pentru
fiecare fracţie (tabelul 4.9).
Tabelul 5.4 Debitele masice, volumice şi molare ale fracţiunilor separate în coloană
Produşi MG[kg/h]
Vm3/h
NKmol/h
fr.masice
gaze, V3 - 48,17 22 066,63 -458,099 0,1983
benzină, D3
0,752 100 61 175,0082,082 617,254 0,5546
mot.uş., D2
0,924 210 26 312,5028,477 125,298 0,2364
mot.grea, D1
1,012 300 1 250,001,235 4,167 0,0112
reziduu, W
1,025 380 500,000,416 1,316 0,0045
Total - - 111 304,13 -1206,133 1,0000
5.2.1 Trasarea curbelor STAS, PRF şi VE pentru produsele obţinute
Trasarea curbelor VE şi PRF ale produselor albe obţinute au la bază diferite
metode de aflare a temperaturilor pe curba VE.
1. Curba PRF
Trasarea curbelor PRF se realizează după următoarea metodă:
- se pleacă de la curba STAS
- se folosesc grafice de corelare STAS PRF
- corelarea t50% vol.STAS cu (t50% PRF - t50% STAS) t50% PRF
- funcţie de diferenţa de temperatură STAS se obţin cu ajutorul aceluiaşi grafic,
tPRF, pe domenii restrânse
- adunând sau scăzând diferenţele de temperatură obţinute pe curba PRF, la t50% PRF,
se obţin temperaturile corespunzătoare procentelor volum respective:
t30% PRF = t50% PRF - t30-50% PRF
t70% PRF = t50% PRF + t50-70% PRF
2. Curba VE
Una dintre metodele de trasare a curbei VE este metoda Edmister –Okamoto.[9]
Permite trasarea curbei VE prin puncte pornind de la curba STAS sau de la curba PRF.
Metoda este aplicabila îndeosebi fracţiunilor relativ înguste pentru care se obţin
curbe VE mai precise decât in cazul fracţiunilor largi sau a ţiţeiurilor. Variaţia pronunţată
a pantei curbelor de referinţa (STAS sau PRF) in domeniul 10-70% duce la o scădere a
exactităţii curbei PRF.
Datele s-au trecut în tabelele următoare, iar reprezentarea curbelor în [Anexa 1]
pentru benzină, [Anexa 2] pentru motorină uşoară, şi [Anexa 3] pentru motorină
reziduală.
Tabelul 5.5 Curbe PRF şi VE pentru benzină
% vol.
tSTAS, C tSTAS tPRF tPRF, C tVE tVE, C
i1030507090f
436696118142180200
233022243820
214332324220
274891
123155197217
12171310208
7385
102115125145153
Tabelul 5.6 Curbe PRF şi VE pentru motorină uşoară
% vol. tSTAS, C tSTAS tPRF tPRF, C tVE tVE, C
i1030507090f
208235247253260276290
2712671614
374431
32 28
27
176213257288320348375
25867610
238263271277284290300
Tabelul 5.7 Curbe PRF şi VE pentru motorină grea
% vol. tSTAS, C tSTAS tPRF tPRF, C tVE tVE, C
i1030507090f
286295315332350374388
92017182414
203327263016
271291324351377407423
31299124
328331343352361373377
5.3 CALCULUL SİSTEMULUİ DE FRACŢİONARE
5.3.1 Alegerea tipului de coloană de fracţionare
Coloana de fracţionare este proiectată pentru a produce un produs de vârf –
benzina de C.C. şi gaze, două fracţii laterale, motorina uşoară şi motorina grea şi un flux
de reziduu (slurry). Fluxul de produs de vârf se separă mai departe în vapori şi lichid,
compoziţia acestora fiind determinată de temperatura şi presiunea la care se realizează
condensarea parţială în echilibru.
Coloana de fracţionare din instalaţia de C.C. este similară cu coloana de tip A de
la distilarea primară, însă este utilizată o procedură diferită pentru stabilirea locului de
aşezare a talerelor pentru refluxul de interval. Deoarece separarea făcută în coloana de
C.C. este relativ uşoară în comparaţie cu separarea din coloana de D.A., şi fiindcă
numărul de talere disponibile este mai mare, rezultă că cerinţele de reflux intern sunt
comparativ mai mici, astfel că este de dorit să se elimine cât mai multă căldură din
sistem. Îndepărtarea maximului de căldură este realizată prin schimb de căldură în
diferite puncte ale instalaţiei şi aceasta oferă o economie substanţială de utilităţi. Al
doilea beneficiu este că refluxul intern este micşorat, ceea ce duce la micşorarea
diametrului coloanei. Coloana este proiectată pentru un nivel ridicat de eliminare a
căldurii prin sistem cu reflux de interval. Aceasta se realizează stabilind refluxul intern
pentru talerele de extragere a fracţiilor laterale la zero şi întrebuinţând reflux zero la
vârful coloanei. Pentru secţiunea de coloană până sub talerul de extragere a primului
produs lateral (D1) eliminarea căldurii cu reflux de interval se ia mai puţin de 100
procente, restul fiind eliminat de refluxul intern de pe talerul de extragere a produsului
lateral.
Se ia reflux intern = 0 de la talerul superior talerului de extragere a celui de al
doilea produs lateral (D2); se iau trei talere pentru sistemul de îndepărtare a căldurii cu
reflux de interval sub talerul de extragere al produsului doi.
La vârful coloanei se prevede un sistem de îndepărtare a căldurii cu reflux de
circulaţie utilizând trei talere. Această căldură eliminată va asigura echilibrarea termică a
coloanei, astfel încât nu va fi necesar reflux extern. Ca şi în cazul proiectării coloanei DA
sau DV prezenţa produselor care se îndepărtează pe talerul de extragere următor din
coloană, se neglijează. Toţi vaporii de produse mai uşoare şi aburul sunt considerate gaze
inerte.
Coloana este prevăzută cu talere Glilch. Fracţiile laterale sunt stripate în coloane
de stripare pentru îndepărtarea fracţiilor mai uşoare, rezultatul fiind o mărire a punctului
de inflamabilitate şi a temperaturii iniţiale de distilare a produsului stripat.
Calcularea numărului de talere al unei coloane de fracţionare este dificil din cauza
complexităţii materiei prime şi a extragerii unor fracţii laterale. In practica industrială,
numărul de talere se fixează pe baza datelor experimentale.
Talerele sunt necesare între punctul de intrare al alimentării şi primul produs
extras lateral. Aceste talere sunt pentru răcirea vaporilor supraîncălziţi din alimentare
aflaţi la punctul lor de rouă şi pentru condensarea acelei porţiuni din alimentarea totală
care va fi eliminată ca produs de fund. Se aleg 6 talere, 3 inel şi 3 disc (din cauza
tendinţei mari de formare a cocsului în această porţiune a coloanei ce folosesc talere cu
secţiune mare de trecere).
Datorită faptului că cerinţele de separare a motorinei grele – motorinei uşoare,
sunt mai puţin stringente decât acelea pentru motorina grea – benzină, se aleg 7 talere
între talerul de extragere MG-MU şi 13 talere deasupra talerului de extragere a
produsului D2.
Fiecare din aceste secţiuni vor conţine o secţie de trei talere pentru îndepărtarea
căldurii cu refluxul de interval.
5.3.2 Stabilirea profilului de presiune în coloană
Calculul presiunilor în coloană se face pe baza datelor din literatură [9].
Relaţiile folosite la calculul presiunilor:
VC=VR+(250-350) mmHg =2 107,84 +300=2 407,84 mmHg
D3=VC+Nt(VC-D3) · Pt =2 407,84 +7 ·8,82=2 469,58 mmHg
D2=VC+Nt(VC-D2) · Pt = 2 407,84 +20· 8,82 =2 584,24 mmHg
D1=VC+Nt(VC-D1) · Pt = 2 407,84 +27 · 8,82 =2 645,89 mmHg
unde:
VR – presiunea în vasul de reflux = 2,81 bar= 2 107,84 mmHg
VC – presiunea la vârful coloanei,
Pt – căderea de presiune pe taler, s-a presupus 8,82 mmHg
Di – presiunea pe talerul de extragere a fracţiunii DI ,
Nt(VC-Di) - numărul de talere între vârful coloanei şi talerul de extragere al fracţiunii DI ,
5.3.3 Calculul entalpiei gazelor, V3
unde: Ht – entalpia gazelor la temperatura t, Kcal/kg
Hit – entalpia componenţilor gazelor luate din [8]
Curba de variaţie a entalpiei fiecărui component cu temperatura este reprezentată
în figura din Anexa 5
Calculul entalpiei amestecului este prezentat in tabelul 5.8 , iar curba de variaţie a
entalpiei cu temperatura, HV3 = f (T) in [Anexa 4]
Tabelul 5.8 Entalpia gazelor la diferite temperaturi
Compon. Xi
CH4 0,0617 191,21 253,82 325,24 405,39 493,70
C2H4 0,0346 123,20 171,30 219,50 291,80 363,20
C2H6 0,0506 129,28 183,62 247,80 320,92 401,56
C3H6 0,207 106,70 154,10 209,40 272,00 340,70
C3H8 0,0849 112,72 166,25 229,43 301,22 380,41
C4H8 0,291 103,40 152,10 209,00 273,00 334,30
iC4H10 0,200 119,00 180,00 248,32 334,20 431,20
nC4H10 0,0702 112,97 166,31 229,06 300,05 378,22
5.3.4 Calculul temperaturii la vârful coloanei
Se fac bilanţuri în jurul contururilor I şi II , fig.5.1
Figura 5.1 Schema de bilanţ termic la vîrful coloanei
Se consideră că refluxul extern este zero de la condensator la coloană. Temperatura
vaporilor care ies de pe talerul de vârf este calculată la punctul de rouă al produsului de vârf, la
presiunea lor parţială în acest flux.
V = 3,21 bar
graficul COX (AZNÂI) [10] toV = 112oC
(în practică tV = 106 oC)
5.4 CALCULUL DE VERİFİCARE AL DİAMETRULUİ COLOANEİ
Pentru dimensionarea coloanei de fracţionare este necesară dimensionarea separată a
zonei superioare şi respectiv a zonei inferioare a coloanei.
a. Diametrul în zona superioară
Pentru dimensionarea zonei superioare se cunosc următoarele date:
♦ debitul maxim de lichid la vârful coloanei:
L=617,25 Kmol/h
♦ masa molară:
ML =65,01 Kg/Kmol
♦ temperatura la vârful coloanei :
tv =106 °C
♦ debitul maxim de vapori la vârful coloanei :
V= 1234,514 Kmol/h
♦ masa molara:
Mv’=48, 17 Kg/Kmol
Se calculează diametrul coloanei după cum
urmează [11]
unde:
L reprezintă debitul de lichid, m3/minut;
Vc – volumul corectat al vaporilor, m3/s;
Vmax – debitul maxim de vapori la condiţiile de presiune şi temperatură date, m3/s;
reprezintă densităţile lichidului şi vaporilor la condiţiile de lucru din coloană,
densitatea vaporilor se determină din ecuaţia se stare a gazelor iar cea a lichidului se
determină din grafic [13]
vd – viteza lichidului în deversor, care se ia 0,1 m/s;
NP – numarul de pasuri;
FI – factorul de înecare (pentru coloane cu 0,2 <Dc <0,9 se ia FI = 0,65 – 0,82; pentru
Dc >0,9 şi 1 – 2 pasuri se ia FÎ = 0,82. Pentru coloane cu mai multe pasuri se ia FÎ = 0,75
iar pentru coloanele care lucrează în vid se ia FÎ = 0,77) [5];
FS – factor care se referă la natura sistemului (sisteme fără spumare FS = 1; absorbţie
de hidrocarburi, regenerare a soluţiilor de amine şi glicoli FS = 0,73 – 0,85; sisteme cu
spumare puternică FS = 0,6; sisteme cu spumă stabilă (regenerarea soluţiilor de NaOH)
FS = 0,3) [5];
ρL=500 Kg/nr
ρv = 25 Kg/m3
m3/min.
Din figura 6.4 [13] , pentru s=1,1 m şi kg/m3, rezultă CAF=0,48.
Din ecuaţia , rezultă:
.
Din ecuaţia:
rezultă: ,
Iar din:
, rezultă:
Diametrul coloanei în zona superioară este:
m.
b. Diametrul zoonei inferioare
Diametrul coloanei se obţine din ecuaţia continuităţii volumice:
din care rezultă:
D=
Debitul volumetric al vaporilor Qv (în m3/s) se ia la condiţiile de lucru (presiune şi
temperatură) în secţiunea considerată. Pentru calculul zonei de fracţionare în cazul în
care produsul de vârf este condensat total şi se află la punctul de fierbere: V = L + D;
Viteza utilizată este o viteză ce se calculează cu ecuaţia:
unde: FI – factor de înecare şi are valorile [5 ]:
- lichide nespumante FI = 0.8 … 0.85
- lichide spumante FI = <0.75
- viteza maximă admisibilă a vaporilor.
Această viteză maximă admisibilă a vaporilor se determină prin metodologii de
calcul diferite:
Pentru talere disc se poate aplica ecuaţia lui Souders şi Brown [5]:
(m/s)
unde: reprezintă densităţile lichidului şi vaporilor la condiţiile de lucru din coloană
(P, t), iar coeficientul c, numit coeficient de viteză, depinde de închiderea hidraulică şi de
distanţa dintre talere.
Pentru talere disc se poate aplica ecuaţia [5]:
viteza netă maxim admisibilă
unde: coeficientul cn, numit coeficient de viteză (de capacitate) raportat la secţiunea netă
din coloană, depinde de aşa numitul parametru de flux şi distanţa
dintre talere.
În cazul în care se utilizează ecuaţia pentru calculul vitezei nete maxime
admisibile a vaporilor, ecuaţia continuităţii volumice se exprimă în termeni ai ariei nete:
Sarcina maximă de lichid este la baza coloanei,
kmoli/h.
Întrucât masa molară medie a lichidului este =53,54 kg/kmol, iar temperatura
este 300 ºC, din grafic [13], rezultă kg/m3.
Atunci,
Se calculează parametrul de flux , în care kg/h,
iar kg/h
Se calculează densitatea medie a vaporilor, iar din grafice din literatură [13] se citeşte
densitatea lichidului.
kg/m3; kg/m3
Din grafic [13], pentru s=1,1m şi , rezultă cn=0,05 m/s.
Se calculează:
m/s, şi apoi:
m/s.
Se calculează debitul maxim de vapori, în m3/s:
m3/s
Din ecuaţia: se calculează: m2.
Pentru m2, aria coloanei în zona inferioară este:
m2.
Diametrul zonei inferioare este:
D= = m.
Diametrele pentru cele două zone ale coloanei (vârf şi bază ) cu valori de 2,86 şi
respectiv 3,67 m sunt mai mici decât cele constructive (4,2 respectiv 4,8 m). In această
situaţie coloana funcţionează sub capacitatea de proiectare , ceea ce permite creşterea
debitului de prelucrare în secţia de reacţie sau creşterea conversiei pe riser. Acestă
creştere se coroborează cu rezerva de capacitate de condensare –răcire a sitemului de
condensare de la vârful coloanei.
6. NORME DE TEHNİCA SĂNĂTĂŢİİ Şİ SECURİTĂŢİİ ÎN MUNCĂ
6. 1. NORME DE PROTECŢİA MUNCİİ
Factorii de risc din instalaţie care impun măsuri de P.M. şi identificarea pericolelor de
accidentare.
Principalele surse de risc (factori de risc) din instalaţiile , care pot apare în timpul
activităţii sunt :[16]
1. din punct de vedere al executantului
2. din punct de vedere al mediului de muncă
3. din punct de vedere al echipamentelor tehnice (mijloace de producţie)
4. din punct de vedere al sarcinii de muncă
1. Din punct de vedere al executantului:
riscuri datorate efectuării defectuase de comenzi sau manevre
riscuri datorate efectuării defectuase de operaţii în cadrul sarcinii de muncă
riscuri datorate utilizării greşite a mijloacelor de producţie
riscuri datorate nesincronizării operaţiilor
riscuri legate de posibilitatea de acces în zone periculoase
riscuri datorate interpretării greşite a unor dispoziţii pe fondul unui mediu de
lucru zgomotos datorat echipamentelor tehnice
riscuri datorate prezenţei de piese , materiale, ambalaje pe căile de circulaţie
riscuri datorate deplasării pe suprafeţe alunecoase (produse petroliere,gheaţă, etc.)
riscuri datorate neutilizării echipamentului de protecţie
riscuri datorate ignorării semnificaţiei indicatoarelor de securitate a muncii
Căi de prevenire:
inscripţionarea utilajelor şi conductelor
inscripţionarea şi marcarea zonelor periculoase
informarea permanentă a personalului privind modificările efectuate în instalaţii
şi riscurile la care se pot expune
evacuarea materialelor de pe căile de acces şi menţinerea curată a acestora
(nealunecoase etc.)
reactualizarea instrucţiunilor de securitate a muncii şi instruire a personalului
privind cunoaşterea acestor instrucţiuni
acordarea şi utilizarea echipamentului individual de protecţie
2. Din punct de vedere al sarcinii de muncă
riscuri generate de manipularea manuală;
riscuri generate de organizarea, concepţia şi repartizarea sarcinilor de muncă;
riscuri generate de sub/supradimensionarea sarcinii de muncă;
riscuri generate de personalul sensibil;
riscuri generate de protecţia individuală;
Căi de prevenire:
limitarea la strictul necesar a operaţiilor de manipulare;
organizarea circuitelor de transport a sarcinilor;
organizarea muncii în echipe cu acordarea de pauze de recuperare a capacităţii de
efort
crearea prin instruire practică a unor gesturi specifice acestei munci şi stabilirea
unor reflexe de lucru;
stabilirea cerinţelor esenţiale de securitate ale postului de lucru d.p.d.v. al
prevenirii riscurilor;
întocmirea şi respectarea unor proceduri de lucru;
încadrarea pe posturi în funcţie de cunoştinţe şi aptitudini;
repartiţia judicioasă a sarcinilor în funcţie de cunoştinţe şi aptitudini;
repartiţia judicioasă a sarcinilor în funcţie de efortul necesar îndeplinirii acestora;
încadrarea personalului sensibil conform procedurilor legale şi supravegherea
stării de sănătate a acestuia;
formarea şi informarea personalului cu privire la echipamentul individual de
protecţie;
asigurarea echipamentului de protecţie în concordanţă cu riscurile locului de
muncă;
supravegherea permanentă a modului de utilizare a echipamentului individual de
protecţie;
3. Din punct de vedere al echipamentelor tehnice
Riscurile de natură mecanică constau în: pericol de prindere, strivire, forfecare,
tăiere, înfăşurare pe subansamble în mişcare, înţepare, împroşcare cu fluid sub presiune,
etc.
Riscurile de natură electrică constau în: contactul cu echipamente aflate sub
tensiune, contactul cu echipamente care au izolaţia electrică defectă sau datorită
fenomenelor electrostatice.
Riscurile de natură chimică constau în existenţa pericolului de intoxicare, arsuri
chimice, etc.
Riscuri datorate utilizării unor produse inflamabile şi explozibile constau în
posibilitatea producerii ( în mod accidental) a unor incendii, etc.
Căi de prevenire:
folosirea numai a echipamentelor tehnice ce au fost supuse procedurii de
certificare sau de punere în conformitate cu standardele de securitate şi utilizarea
în conformitate cu prescripţiile furnizorului;
oprirea echipamentului tehnic şi scoaterea de sub tensiune pe durata intervenţiei
lucrărilor în zonele periculoase;
obligativitatea lucrătorilor de a semnala orice anomalie (zgomot, vibraţie,
temperaturi ridicate, etc.) în funcţionarea echipamentului tehnic;
utilizarea de scule adecvate;
legarea instalaţiilor electrice la centura de împământare al reţelei;
montarea unor dispozitive de protecţie care să scoată automat tensiunea la partea
de instalaţie afectată într-un timp suficient de scurt, încât să se evite daunele
ireversibile asupra omului;
controlarea periodică a stării tehnice a instalaţiilor şi echipamentelor electrice
cunoaşterea pericolelor prezentate de produsele chimice utilizate (fişele tehnice
de securitate)
informarea personalului cu privire la precauţiile care trebuie luate pentru
executarea lucrarilor in conditii de securitate
informarea personalului cu privire la măsurile de prim ajutor în caz de intoxicaţii
sau contact cutanat cu produsele periculoase
captarea la sursă a noxelor din atmosfera de lucru
utilizarea echipamentului individual de protecţie
eliminarea surselor de aprindere prin întreţinerea corectă a instalaţiilor electrice;
instruirea lucrătorilor privind normele generale de protecţia muncii
semnalizarea zonelor periculoase;
supravegherea medicală periodică
elaborarea unui plan de apărare împotriva incendiilor ( inclusiv scenarii de
siguranţă la foc)
instalarea de sisteme de detecţie şi alarmare sonoră
dotarea cu mijloace de prevenire şi luptă împotriva incendiilor
organizarea evacuării în caz de incendiu
afişarea planului de alarare chimică şi evacuare
exerciţii de alarmare chimică cu întreg personalul şi împreună cu pompierii
întreţinerea corectă a instalaţiilor de iluminat, forţă şi a echipamentelor
4. Din punct de vedere al mediului de muncă:
riscuri legate de căi şi suprafeţe de trecere;
riscuri legate de pericolele ce pot să apară în încăperile de lucru;
riscuri legate de lucrul la înălţime;
riscuri legate de nesemnalizarea pericolelor;
riscuri legate de îmbolnăviri profesionale cauzate de poziţia de lucru şi mediul
de lucru;
riscuri legate de microclimat;
riscuri legate de ambianţa termică;
riscuri legate de zgomot;
riscuri legate de iluminatul necorespunzător;
riscuri legate de prezenţa noxelor chimice în mediul de lucru;
Exempu de noxe :
Monoxid de carbon (CO)
Este una dintre cele mai periculoase otrăvuri de natură gazoasă. Rezultă
din arderea incompletă a gazelor, lichidelor şi solidelor combustibile a diverselor
materii bogate în atomi de carbon. In instalaţia de CC , monoxidul de carbon
provine din arderea incompletă a cocsului de pe catalizator. Este un gaz incolor,
inodor şi insipid. Nu se absoarbe pe cărbune activ, difuzează uşor prin metalele
supraîncălzite.
Dioxidul de carbon (CO2)
Este un constituent al aerului atmosferic, unde se află în proporţie de
0,03 - 0.3%vol. El provine din arderi, din respiraţia animală şi vegetală şi din
fermentaţii, putrefacţii. Este un gaz mai greu decât aerul (d = 1,526), de aceea nu
difuzează în atmosferă, ci se acumulează la suprafaţa solului. Este incolor,
inodor, cu gust uşor acru. Se dizolvă în apa, nu arde şi nu întreţine arderea.
Hidrocarburi gazoase
Studiul hidrocarburilor gazoase prezintă importanţă deoarece s-au
semnalat frecvente intoxicaţii în rafinăriile de petrol. Aceste gaze se găsesc în
petrol, ele se degajă cu ocazia prelucrărilor şi au acţiune asupra sistemului
nervos.
Hidrocarburile gazoase au acţiune paralizantă asupra sistemului nervos
central, această acţiune crescând cu creşterea greutăţii moleculare a gazului.
Hidrocarburile până la heptan sunt uşor absorbite şi produc o stare de
excitaţie, uşoară iritaţie a mucoaselor.
Bioxidul de sulf (SO2 )
Bioxidul de sulf este un gaz incolor cu miros caracteristic de pucioasă
arsă, înecăcios. Inhalat în cantitate mică lasâ un gust dulceag, apoi acru.
Este mai greu decât aerul. Se lichefiazâ şi se solidifică uşor sub presiune.
Este solubil în apă la presiune atmosferică, soluţia având caracter acid.
Hidrogen sulfurat (H2S)
Hidrogenul sulfurat este un gaz incolor, cu miros specific de ouă clocite.
Se poate întampla ca mirosul caracteristic, decelabil în concentraţii mici, să nu
poată fi perceput la concentraţii mari, datorită anesteziei olfaclive. Se lichefiază
la presiunea atmosferică la o temperatură de 60°C şi se solidifică spre - 83°C.
Riscuri de incendiu:
Hidrogenul sulfurat este un gaz inflamabil care poate forma amestecuri
explozive cu aerul in limitele de 4,5 la 45,5 % volum.
Contactul cu diversi oxidanti poate duce la reactii care merg pana la
infiamarea spontană.
Căi de prevenire:
marcarea corespunzătoare a căilor de acces şi intersectărilor;
menţinerea liberă, curată şi fără gropi a căilor de acces şi a platformelor;
iluminatul corespunzător şi reducerea intersectărilor;
folosirea ventilaţiei în încăperi şi spaţii de muncă;
suprimarea pe cât posibil a zonelor de lucru la înălţime;
montarea de protecţii la locurile de acces şi de lucru la înălţime, protejarea
golurilor;
instruirea personalului şi utilizarea echipamentului de protecţie adecvat;
vopsirea în culori convenţionale a conductelor de fluide;
utilizarea de pictograme sugestive pentru atenţionarea cu privire la pericole;
efectuarea controlului medical preventiv;
luarea măsurilor de protecţie colectivă;
limitarea degajării noxelor şi evitarea contactului cu produse contaminate;
adaptarea programului de lucru la condiţiile de muncă;
asigurarea unor condiţii corespunzătoare de igienă industrială;
separarea echipamentelor care produc zgomot peste limita maximă, insonorizarea
echipamentelor tehnice, utilizarea de panouri fonoabsorbante;
utilizarea antifoanelor;
utilizarea centurilor de siguranţă;
6.2 NORME PRİVİND PROTECŢİA MEDİULUİ
Poluarea şi protecţia mediului sunt considerate printre cele mai importante
probleme cu care se confruntă industria românească şi implicit societatea românească şi
cea mondială.
Astfel, poluanţii organici cu acţiune toxică asupra organismelor vii. În primul
rând, este menţionat acţiunea deosebit de nocivă a hidrocarburilor aromatice. S-a constat,
de asemenea, că unele hidrocarburi policiclice provoacă în contact cu epiderma sau prin
introducere sub epidermă, a unor tumori maligne.
Viteza de depunere a particulelor solide şi lichide antrenate de curentul de gaze
sub acţiunea vântului depinde de densitatea şi mărimea acestor particule. Cel mai rapid se
depun particulele grele, de îndată ce încetează sau slăbeşte acţiunea de levitaţie a
vântului[14].
Poluarea poate afecta şi sursele de apă prin intermediul apelor industriale uzate, a
apelor uzate rezultate din satisfacerea nevoilor tehnologice proprii de apă ale sistemelor
de canalizare, cum sunt: spălarea canalelor colectoare, ape pentru pregătirea soluţiilor de
reactivi, neepurate din instalaţiile de epurare.
Reducerea poluării apelor se poate face prin: [14]
introducerea pe scară largă a unor tehnologii nepoluate în procesele industriale;
reducerea cantităţilor de ape uzate evacuate în râuri prin introducerea practicii
reciclării apei;
îmbunătăţirea randamentului de epurare prin perfecţionarea tehnologiilor.
Poluarea atmosferei trebuie evitată prin: [15]
introducerea de tehnici şi tehnologii adecvate pentru menţinerea poluanţilor la
sursă;
gestionarea resursei de aer, în sensul reducerii de poluanţi până la realizarea celor
mai scăzute niveluri şi care să nu depăşească capacitatea de regenerare a
atmosferei;
gestionarea resursei de aer, în sensul asigurării calităţii corespunzătoare securităţii
umane.
Poluarea atmosferei se poate evita şi prin dimensionarea coşurilor industriale după
anumite reguli[14]:
coşul trebuie să fie de 2,5 ori mai înalt decât clădirile din jur, astfel încât să se evite
turbulenţa apreciabilă la coş;
vitezele de ieşire a gazelor la coş să fie mai mari de 20 m/s pentru ca jetul de gaz să
scape de zone proprie de turbulenţă a coşului;
concentraţia maximă la sol a gazelor emise din coşuri, supuse difuziunii
atmosferice, apare la o distanţă egală cu aproximativ 5 – 10 ori înălţimea coşului.
Poluarea solului se datorează unor deversări de petrol, unor emanaţii de gaze şi
depuneri de pulberi cu compuşi metalici (Pt), depozitarea reziduurilor industriale. Acestea
pot fi evitate prin depozitarea controlată a reziduurilor, prin evitarea expunerii la
deversări.
Protecţia mediului este o principală preocupare a tuturor şi de aceea în ultimii ani a
apărut şi în ţara noastră a legislaţie adecvată care cuprinde măsuri de reducere a poluării
pe toate căile, precum şi sancţionarea unor fapte ce conduc la poluarea mediului[14].
7. CONCLUZİİ
Scopul acestui proiect de diplomă este analizarea din punct de vedere tehnologic a
unei instalaţii de cracare catalitică din industrie.
În prima parte a proiectului au fost prezentate aspecte din literatură privind
procesul de cracare catalitică şi anume s-au amintit materiile prime folosite în procesul de
cracare catatilică, catalizatorii, factorii care influenţează procesul. De asemenea s-a
relatat mecanismul reacţiilor prezente în procesul de cracare catalitică, termodinamica şi
cinetica procesului. In finalul primei părţi s-au prezentat realizarea industrială, precum şi
modernizările aduse acestor instalaţii.
În continuare s-au întocmit bilanţurile materiale pentru instalaţiile din rafinăria
Petrotel-Lukoil, şi s-a verificat randamentul în produse printr-o metodă din literatură. Tot
in această parte s-a analizat tehnologic sistemul reactor-regenerator calculând raportul de
contactare, temperatura de preîncălzire a materiei prime, temperatura la intrare şi la
ieşirea din riser şi s-a verificat funcţionarea cicloanelor precum şi dimensionarea
principalelor utilaje din instalaţia de cracare catalitică, comparându-se datele rezultate din
calculele tehnologice cu cele culese din instalaţia industrială.
În partea a treia a acestui proiect, este prezentată verificarea principalei coloane
de fracţionare din cadrul instalaţiei de cracare catalitică a rafinăriei Petrotel-Lukoil.
La baza calculului de verificare al coloanei de fracţionare s-au determinat bilanţul
material pe coloană şi caracteristicile cerute produselor separate.
Caracteristicile produselor separate (curbele STAS, VE, PRF) au fost stabilite pe
baza datelor determinate în laboratorul Rafinăriei Petrotel-Lukoil.
Bilanţul material pe coloană a fost stabilit pe baza randamentelor în produse de
reacţii.
Deoarece produsele care alimentează coloana sunt în stare de vapori
supraîncălziţi, pentru separarea lor în condiţii economice s-a ales o coloană de tip A,
prevăzută cu trei refluxuri de interval:
un reflux de recirculare între baza coloanei şi talerul de extragere al motorinei
grele;
un reflux de recirculare în zona de separare motorină uşoară- motorină grea;
un reflux de recirculare la vârful coloanei;
In finalul celei de-a treia partii a proiectului s-a verificat dimensionarea coloanei
comparând datele obţinute cu cele culese din Cartea de Operare a instalaţiei.
Partea finală a proiectului cuprinde reglementări de tehnica sănătăţii şi securităţii
în muncă şi de protecţia mediului.
8. BİBLİOGRAFİE
1. Serge Raseev, Conversia hidrocarburilor,vol.II, Editura Zecasin, Bucureşti, 1996
2. Suciu C.G. , Ţunescu R. Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol IV, Editura
Tehnică, Bucureşti, 1993
3. Leprince P. Conversion Processes , Institut Français du Pétrole Publication,
Editions Technip, Paris, 2001
4. Suciu C.G., Ţunescu R. Ingineria prelucrării hidrocarburilor, volI, Editura
Tehnică, Bucureşti, 1983
5. Strătulă C., Fracţionarea, principii şi metode de calcul,Editura Tehnică,
Bucureşti, 1986
6. Strătulă C. Vaporizarea şi condensarea, principii şi metode de calcul, Editura
Tehnică, Bucureşti, 1986
7. Bruno P. Castiglioni , Hydrocarbon Procesing, Februarie, 1983
8. Somoghi V. Pătraşcu C. ,Proprietăţi fizice utilizate în calcule termice şi
fluidodinamice, U.P.G., Ploieşti, 1997
9. Onuţu I. Instalaţii de proces în prelucrarea ţiţeiului şi gazelor.Ghid de proiectare
partea I- Coloane de distilare atmosferică, U.P.G.,Ploieşti, 2004
10. Brebeanu Gh., Chimia petrolului.Lucrări practice, partea a-II a, U.P.G., Ploieşti,
1985
11. Neagu M., s.a. Calculul proceselor de purificare a gazelor industriale,U.P.G.,
Ploieşti, 2010
12. *** Katalistiks’ 3rd Annual Fluid Cat Craking Symposium, Amsterdam, May 26-
27, 1982
13. *** Caiet grafice aplicaţii procese de transfer de masă
14. Ionescu D., Poluarea şi protecţia mediului în petrol şi petrochimie,Editura
Briliant, Bucureşti, 1999
15. ***Cartea de operare din instalaţia de Cracare Catalitică,Rafinăria Petrotel-
Lukoil, Ploieşti
16. ***Regulamentul de funcţionareal instalaţiei de Cracare Catalitică,