F 271.13Ed.3 Fișier SMQFormulare [629482]

F 271.13/Ed.3 Fișier SMQ/Formulare

Anexa 8

MINISTERUL EDUCAȚ IEI NAȚIONALE
UNIVERSITATEA PETROL – GAZE DIN PLOIEȘTI
FACULTATEA: TEHNOLOGIA P ETROLULUI ȘI PETROCHIMIE
DEPARTAMENTUL: INGINERIA PRELUC RĂRII PETROLULUI ȘI PROTECȚIA
MEDIULUI
PROGRAMUL DE STUDII: PRELUCRAR EA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE
FORMA DE ÎNVĂȚĂMÂNT: IF

Vizat,
Facultatea Tehnologia Petrolului și
Petrochimie
Aprobat,
Director de departament,
Prof. Dr. ing. Stănică Ezeanu Dorin

PROIECT DE DIPLOMĂ

TEMA: STUDIU ASUPRA REDUCERII CONSUMURILOR
ENERGETICE LA COLOANA DE SEPARARE PROPILENĂ-PROPAN

Conducător științific:
Șef lucrări dr. ing. Nicolae Marilena
Absolvent: [anonimizat]
2018

F 272.13/Ed.2 Fișier SMQ/Formulare

UNIVERSITATEA PETROL – GA ZE DIN PLOIEȘTI Anexa 9
FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE
DOMENIUL: INGINERIE CHIMICĂ
PROGRAMUL DE STUDII: PRELUCRAREA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE FORMA DE ÎNVĂȚĂMÂNT: LICENȚĂ – IF

Aprobat,
Director de departament,
………………. Declar pe propria răspu ndere că voi elabora personal proiectul
de diplomă / lucrarea de licență / disertație și nu voi folosi alte
materiale documentare în afara celor prezentate la capitolul
„Bibliografie”.

Semnătură student(ă):
DATELE INIȚALE PENTRU PRO IECTUL DE DIPLOMĂ
Proiectul a fost dat student: [anonimizat]/student: [anonimizat]: NIȚU FLORIN MIHAI

1) Tema proiectului / lucrării: STUDIU ASUPRA REDUCERII CONSUMU RILOR ENERGETICE LA COLOANA
DE SEPARARE PROPILENĂ-PROPAN
2) Data eliberării te mei: 10 OCTOMBRIE 2017
3) Tema a fost primită pentru î ndeplinire la data: 11 OCTOMBRIE 2017
4) Termenul pentru predarea pro iectului/ lucr ării: IULIE 2018
5) Elementele inițiale pentru proiect / lucrare: articole știin țifice din reviste de specialitate
-articole știintifice
6) Enumerarea problemelor care vor fi dezvoltate:
Simularea instalației convenționale de separare propilenă propa n
Simularea coloanei de separare p ropilenă propan cu pompă de căl dură cu comprimarea vaporilor de distilat
Simularea coloanei de separare p ropilenă propan cu pompă de căl dură cu expansia produsului lichid de bază
Simularea coloanei de separare p ropilenă propan cu pompă de căl dură cu fluid de lucru extern
7) Enumerarea materialului gra fic (acolo unde este cazul):

8) Consultații pentru proiect / lucrare, cu indicarea părților din proiect care necesită consultarea:

Conducător științific: Studentă: NIȚU FLORIN MIHAI
Șef lucr. dr.ing Nicolae Marilena
Semnătura: Semnătura:

F 273.13/Ed.2 Fișier SMQ/Formulare

UNIVERSITATEA PETROL – GA ZE DIN PLOIEȘTI Anexa 10
FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE DOMENIUL: INGINERIE CHIMICĂ
PROGRAMUL DE STUDII: PRELUCRAREA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE
FORMA DE ÎNVĂȚĂMÂNT: LICENȚĂ – IF

APRECIERE
privind activitatea absolven tului: NIȚU FLORIN MIHAI
în elaborarea proiectului de diplomă: STUDIU ASUPRA REDUCERII C ONSUMURILOR ENERGETICE LA
COLOANA DE SEPARARE PROPILENĂ-PROPAN

Nr. crt. CRITERIUL DE APRECIERE CALIFICATIV
1. Documentare, prelucrarea info rmațiilor din bibliografie Bin e
2. Colaborarea ritmică și eficien tă cu conducătorul temei proie ctului de diploma
/lucrării de licență Foarte bine
3. Corectitudinea calculelor, programelor, schemelor, desenelor , diagramelor și
graficelor Foarte bine
4. Cercetare teoretică, experim entală și realizare practică Fo arte bine
5. Elemente de originalitate (dezvoltări teoretice sau aplicaț ii noi ale unor teorii
existente, produse informatice noi sau adaptate, utile în aplic ațiile inginerești) Bine
6. Capacitate de sinteză și ab ilități de studiu individual Foar te bine
CALIFICATIV FINA L Foarte bine
Calificativele pot fi: nesatisfăcător/satisfăcător/bine /foarte bine /excelent .

Comentarii privind calita tea proiectului/lucrării:
_______________________________________________________________ _________________________________
_______________________________________________________________ _________________________________
_______________________________________________________________ _________________________________
_______________________________________________________________ _________________________________
________________
Data: 18.07.2018
Conducător științific
Șef lucr. dr. ing. Nicolae Marilena

CUPRINS

1. Introducere ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………………. 2
2. Utilizarea pompelor de căldură în instalații de distilare ………………………….. …………….. 3
2.1.Generalități ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………. 3
2.2 Procesul de fracționare ………………………….. ………………………….. ………………………… 4
2.3 Includerea pompelor de căldură în fracționare ………………………….. …………………….. 8
3. Coloana de fracționare propilenă -propan ………………………….. ………………………….. ….. 15
3.1 Instalația Gascon -Merox ………………………….. ………………………….. ……………………. 15
3.2 Fluxul tehnologic al intalației Gascon – Merox ………………………….. …………………… 15
3.3 Prezentarea coloanei de fracționare propilenă -propan ………………………….. ……….. 25
3.4 Model area matematică a procesului ………………………….. ………………………….. …….. 27
4. Simularea funcționării coloanei de fracționare propilenă -propan folosind date din
industrie ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………………… 38
4.1 Simularea coloanei cu pompa de căldură folosind ca fluid de lucru produsul distilat
al coloanei ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………… 41
4.2 Simularea coloanei de fracționare a amestecului propilenă -propan echipată cu pompă
de căldură care folosește ca fluid de lucru un fluid extern ………………………….. ……….. 45
4.3 Simularea coloanei cu pompa de căldură folosind ca fluid de lucru produsul de bază
al coloanei ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………… 49
5. Concluzii ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………….. 54
6. Bibliografie: ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………… 56

2
1. INTRODUCERE
Coloanele de fracționare sunt principalele unități consumat oare de energie în industria
chimică și petrochimică. Cerințele energetice semnificative ale proceselor de distilare pot fi reduse
prin aplicarea politicilor de economisire a energiei . Datorită consumului mare de energie al
coloanelor de distilare, s -au fă cut multe cercetări referitoare la reduc erea consumul ui de energie
prin diferite metode , în special prin integrarea energetică. Aceasta a fost recomandată la scară largă
să epuizeze mai întâi posibilitățile de integrare a căldurii, înainte de utilizarea pomparea căldurii.
deoarece integrarea căldurii este în general mai economică decât pomparea căldurii. Prin urmare,
pomparea căldurii este încă discutabilă și oarecum mai puțin studiată decât diferite metode de
integrare a căldurii.
Obiectivul unei pompe de căldură în fracționare este de a transporta căldura de la
condensator la refierbător. Deoarece temperatura la refierbător este mai mare, este necesară pompa
de căldură. Există mai multe moduri de a integra o pompă de căldură în distilare: pompă de căldură
cu agent frigorific extern, pompă de căldură cu comprimarea de vapori de produs distilat, pompă
de căldură cu expansiunea lichidului din baza coloanei.
Scopul prezentei lucrări este de a explora toate aceste trei posibilități de utilizare a
pompelor de c ăldur ă în vedere a determinării posibilității de a reduce consumurile energet ice la
coloana de fracționar e a ameste cului propilenă -propa n.
Lucrarea este structurată în 5 capitole. Al doilea capitol prezintă aspecte teoretice
referitoare la pompele de căld ură și utilizarea acestora în procesele de fracționare, în timp ce al
treilea capitol prezintă aspecte referitoare la instalația Gascon -Merox și la coloana de fracționare
a amestecului propilenă -propan. In capitolul patru se prezintă rezulatele pentru patr u variante de
simulare a funcționării coloanei de separare propilenă -propan: o simulare a instalației curente,
existentă pe platforma unei rafinării din România, și trei simulări ale coloanei de separare
propilenă -propan corespunzătoare celor trei tipuri de pompe de căldură menționate anterior. În
capitolul 5 sunt prezentate concluziile referitoare la studiul efectuat, iar capitolul șase prezintă
bibliografia studiată pentru realizarea acestui proiect de diplomă.

3
2. UTILIZAREA POMPELOR DE CĂLDURĂ ÎN IN STALAȚII DE
DISTILARE
2.1.GENERALIT ĂȚI
Conform raportului „Estimarea anuală a energiei 2017 cu proiecții până în 2050” a Energy
Information Administration (EIA), consumul total de energie va crește cu 5% între 2016 și 2040
iar în cazul unei creșteri economice avansate consumul de energie va crește cu 11%. Utilizarea
gazelor naturale va crește mai mult decât alte surse de combustibil în ceea ce privește cantitatea
de energie consumată, dete rminată de cererea din sectoarele industriei și energiei electrice așa cum
se poate observa în Figura 2.1[1].

Figura 2.1 Consumul de combustibili

Același raport estimează emisiil e de gaze datorită arderii combustibili lor fosili ( Figura 2.1).
În sectorul industrial, creșterea industriei naționale, conduce la creșterea consumului de energie și
a emisiilor de gaze.

Figura 2.2 Emisiile de CO 2 la nivel global [1]

4
Conform „Principalelor obiective ale UE pentru 2030” pentru o dezvoltare durabilă, se
urmărește reducerea semnificativă a emisiilor de gaze cu efect de seră și a consumului de energie
prin sporirea eficienței energetice și utilizarea surselor regenerabile de energie. În industri ile
petrolieră ș i alimentară sunt procese tehnologice care necesită utilizarea concomitentă a căldurii și
frigului, cum ar fi: pasteurizarea, distilarea, sterilizarea, rectificarea etc. Utilizarea în astfel de
instalații a pompelor de căldură (PC), care produc concomitent și căldură și frig, contribuie la
reducerea considerabilă a consumului de energie primară , și ca rezultat la reducerea emisiilor
poluante.
2.2 PR OCESUL DE FRACȚIONARE
Coloanele de fracționare sunt principalele unități consumatoare de energie în industria
chimică și petrochimică. Cerințele energetice semnificative ale proceselor de distilare pot fi reduse
prin aplicarea politicilor de economisire a energiei. Conform conceptului de model reversibil [20,
21], minimul izotermic reprezintă o limită inferioară a energiei care trebuie consumată într -un
proces de separare. Entropia netă consumată este marcată cu AB ( Figura 2.3). Entropia
suplimentară este consumată de efectele de amestecare ireversibile în interiorul coloan ei (BC).
Astfel, în loc de cerința netă, un consum global de entropie mai mare (AC) trebuie compensat de
sub-procesele producătoare de entropie (transportul de căldură). Din cauza forțelor de conducere
finite (distilare adiabatică) și a rezistenței hidraul ice interne, producția de entropie internă este mai
mare decât consumul de entropie care trebuie compensat (CD). În plus față de cerințele interne
(AD), producerea de entropie externă are loc, de asemenea, (DE) prin schimbătoare de căldură și
prin conserva rea imperfectă a căldurii.
Conceptele de conservare a energiei pot fi clasificate în trei politici de bază cu privire la
originea producției de en tropie. Metodele primului grup urmăresc reducerea efectelor reversibile
de amestecare (BC) în interiorul coloa nei, de exemplu:
•conservarea energiei prin modernizarea talerelor (optimizarea modificărilor talere lor
asociate cu schimbările în numărul de talere)
• locația optimă
• reducerea presiunii pentru a reduce căldura
• înlocuirea talerelor cu umpluturi structu rate
• cuplarea termică între două coloane (de exemplu, configurația Petlyuk)
• aplicarea mai multor aliment ări și a mai multor fluxuri laterale
• utilizarea coloanelor cu perete diviza nt (de exemplu, configurația Petlyuk modificată)
• utilizarea unui vapo rizator situat înainte de coloana de fracționare propriu -zisă.
Tehnica celui de -al doilea grup urmărește distribuția uniformă a forței motrice pentru a
reduce producția de entropie internă (CD), de exemplu:

5
• utilizarea inter -schimbătoarelor -urilor și cond ensatoarelor (pump -around)
• utilizarea pompelor de căldură intermediare
• distilarea non -adiabatică cu dispozitive speciale contra curent.
Metodele celui de -al treilea grup vizează îmbunătățirea conservării energiei și reducerea
producției de entropie ext ernă(DE), de exemplu:
• utilizarea conceptului de integrare energetică prin distilare cu efect multiplu (căldura în
cascadă a coloanelor utilizând condensul de vapori de sus din cea de -a doua coloană pentru a
asigura răcirea primei coloane)
•optimizarea r ețelelor de preîncălzire pentru captarea căldurii prin pompă
• alimentarea directă către unitățile din aval
• utilizarea diferitelor cicluri de pompe de căldură.

Figura 2.3 Originea producției de entrop ie

Trebuie remarcat faptul că anumite metode sunt multifuncționale, de exemplu, unele
dintre metodele primului grup, cum ar fi reducerea presiunii, au un efect pozitiv. Cuplajul termic
între două coloane are un efect nefavorabil din al doilea punct de vedere. În mod similar, metoda
recomprimării vaporilor are un efect pozitiv, etc. Datorită consumului mare de energie al
coloanelor de distilare, s -au făcut multe încercări să se reducă consumul de energie prin metodele
propuse, în special prin integrarea energetică. Aceasta a fost recomandată la scară largă să epuizeze
mai întâi posibilitățile de integrare a căldurii, înainte de utilizarea pomp area căldurii. [de ex. 22,
23], deoarece integrarea căldurii este în general mai economică decât pomparea căldurii .

6
Prin urmare, pomparea căldurii este încă discutabilă și oarecum mai puțin studiată decât
diferite metode de integrare a căldurii. Totuși, în cazul unităților independente sau în cazul în care
există restricții severe privind integrarea coloanelor de dist ilare, realizarea distilării asistate de
pompă de căldură reprezintă cea mai promițătoare tehnica de economisire a energiei.
Trebuie de asemenea să se considere că integrarea căldurii reduce adesea flexibilitatea,
pentru a face operațiunea mai complexă. În cazul instalațiilor existente metodele de recuperare a
căldurii sunt de obicei constrânse de restricțiile mecanice ale echipamentului deja existent.
Pomparea de căldură este, de asemenea, o metodă potrivită pentru protejarea mediului prin
reducerea emisii lor de CO 2.
Au fost deja studiate multe metode de pompare ale căldurii, cum ar fi pompă de absorbție
a căldurii, cicluri de compresie -resorbție, compresie non -azeotropică și pompe de rectificare
inversă a căldurii [ 24-26]. În industria chimică, aranjamente le acționate electric (recompresia
vaporilor, utilizarea lichidului din bază ca fluid de lucru și ciclul închis), sunt de asemenea utilizate
cu turbine cu abur și motoare alimentate de combustibil, în funcție de prețurile la utilități locale.
Recomprimarea vaporilor a fost studiată mai ales datorită datelor economice bune [ 28, 30 ]. Cu
toate acestea, având în vedere avantajele ecologice ale sistemelor de absorbție și dacă se pune
problema consumului de energie primară, fără îndoială sistemele de absorbție vor avea o
importanță în viitor. Sistemele de absorbție pot fi conduse de diferite tipuri de energie termică,
inclusiv căldura reziduală din procese chimice, precum și de energie solară[ 27].
Fracționarea este o metodă de separare a amestecurilor lichide pe b aza divizării
componentelor amestecului în faze lichide și de vapori. În distilare, vaporii și lichidul sunt trecuți
în contracurent unul cu altul printr -un aparat special, cunoscut drept coloană de distilare, în care
există mai multe puncte de contact înt re cele două faze. O parte a lichidului și a vaporilor care
părăsesc coloana este recuperată după condensare, în cazul vaporilor, și evaporarea, în cazul
lichidului. Această mișcare în contracurent a fazelor este însoțită de schimburi de căldură și de
masă , care se desfășoară în fiecare etapă de contact până când fazele sunt în echilibru. Astfel,
fluxul ascendent de vapori este îmbogățit continuu cu componentele mai volatile, în timp ce fluxul
de lichid descendent este îmbogățit cu componentele mai puțin vo latile. Cu o cheltuială de aceeași
cantitate de căldură, distilarea permite o extracție și o îmbogățire mai mare în componenta sau
grupul de componente necesare.
După modul regimului de lucru se deosebesc instalații de distilare cu funcționare periodică
și continuă ( Figura 2.4 și Figura 2.5).

7

Figura 2.4 Schema instalației de distilare cu funcționare periodică
1- cub; 2 – serpant ină; 3 – coloana de distilare; 4 – țeavă pentru vaporii ieșiți din coloană;
5 – deflegmator; 6 – țevă pentru întoarcerea flegmei; 7 – țeavă pentru distilat; 8 –
condensator -răcitor.

Figura 2.5 Schema in stalației de distilare cu funcționare continuu
1- schimbător de căldură; 2 – partea a coloanei pentru mărirea concentrației;
3 – partea a coloanei pentru micșorarea concentrației; 4 – țeavă pen tru vaporii ieșiți din
coloană; 5 – deflegmator; 6 – țeavă pentr u întoarcerea flegmei; 7 – țeavă pentru distilat; 8
– condensator – răcitor.

8

a. b. c.

Figura 2.6 Schem e ale instalațiilor de distilare cu pompă de căldură

2.3 INCLUDEREA POMPE LOR DE CĂLDURĂ ÎN FRACȚIONARE
Obiectivul unei pompe de căldură în fracționare este de a transporta căldura de la
condensator la refierbător . Deoarece temperatura la refierbător este mai mare, este necesară pompa
de căldură. Există mai multe moduri de a integra o pompă de căldură în distilare: pompă de căldură
cu agent frigorific extern ( Figura 2.6 a), pompă de căldură cu comprimarea de vapori concentrați
(Figura 2.6b), pompă de căldură cu expansiunea lichidului (produsului din baza coloanei -Figura
2.6 c).
Ciclurile convenționale ale pompei de căldură sunt condu se de compresoare, care sunt
limitați de capacitatea volumetrică și de raportul de presiune sau de diferența de temperatură.
Pentru configurațiile prezentate în Figura 2.6 este caracteristic la coloane o diferență de
temperatură de aproximativ 30 ° C. Noi evoluții în tehnologia pompelor de căldură în fracționare
pot fi utilizate la diferențe de temperaturi mai mari cu un consum redus de energie. Astfel de
scheme se aplică unei anumite clase de coloane de distilare, și sunt capabile să reducă necesarul
de energie cu aproximativ 30% în comparație cu configurațiile convenționale cu două coloane.
Spre deosebire de distilarea convențională în sistemele de distilare asistată de pompele de
căldură, energia trecută prin colo ană nu se depreciază în întregime, ci devine reutilizabilă prin
adăugarea de elemente mecanice externe. Ciclul pompei de căldură poate fi conectat la o coloană
de distilare în trei moduri (Figura 2.6). Cea mai simp lă modificare este înlocuirea apei de abur și
răcire cu agentul frigorific. Celelalte două tipuri de sisteme de pompe de căldură folosesc fluidul
coloanei ca agent frigorific.
Pentru a analiza cele trei tipuri de coloane de distilare asistată de pompe de c ăldură
idealizate, eficacitatea termodinamică bazată pe ciclul Carnot poate fi exprimată ca recompresie

9
vapori (Figura 2.6b și ecuația 2.1 ), expansiunea lichidului din baza coloanei( bottom flashing –
Figura 2.6c și ecuația 2.2 ), proces cu ciclu închis (Figura 2.6a și ecuația 2.3 ).

𝐶𝑂𝑃𝑉𝑅∗=𝑇𝐵+∆𝑇𝑅𝐶
𝑇𝐵+∆𝑇𝑅𝐶−𝑇𝑇 (2.1)
𝐶𝑂𝑃𝐵𝐹∗=𝑇𝐵
𝑇𝐵−𝑇𝑇+∆𝑇𝑅𝐶 (2.2)
𝐶𝑂𝑃𝐶𝐿∗=𝑇𝐵+∆𝑇𝑅𝐶
𝑇𝐵+∆𝑇𝑅𝐶−𝑇𝑇+∆𝑇𝐶 (2.3)
Din ecuațiile de mai sus se poate concluziona că recompresia vaporilor pare a fi cea mai
eficientă din punct de vedere termodin amic, iar cea mai mică valoare a COP * aparține procesului
cu ciclu închis. Cu toate acestea, ordinea COP -urilor reale ar putea fi schimbată, datorită căldurii
latente de lucru. Atunci când căldura latentă a produsului de baza este mai mare decât căldura
produsului de vârf, procesul de intermitență inferior s -ar putea dovedi mai eficient. Costurile de
operare și de capital ale unităților asistate de pompă de căldură sunt determinate, în principal, de
raportul de compresie și rata volumului comprimat. Se ex primă puterea de compresie adiabatică
P=p 2νˠ
ˠ−1[(𝑝1
𝑝2)ˠ−1
ˠ−1] (2.4)
Cerința de putere poate fi redusă prin utilizarea unei rate scăzute a volumului de lichid cu
o căldură ridicată de vaporizare. Deoarece aburul are o căldură ex trem de ridicată de vaporizare și
termodinamică promițătoare, eficacitatea ambiantă, valoarea COP a aburului poate fi utilizată
drept cea mai mare valoare (standard comparativ) pentru procesele de ciclu închis în timpul
selecției fluidului de lucru. Cerinț a de alimentare poate fi, de asemenea, redusă prin scăderea
raportului de compresie care depinde de ridicarea temperaturii. Ridicarea temperaturii este
determinată de volatilitatea relativă, diferența de temperatură în răcitor / condensator, gradul de
separare, scăderea presiunii pe taler, etc. Interesant este efectul volatilității relative asupra COP
care se observă pentru recomprimarea vaporilor ( Figura 2.7).
Cu scăderea volatilității relative, diferența de tempe ratură a coloanei, adică diferența dintre
bază și vârf, după cum era de așteptat este în creștere. Cu toate acestea, în domeniul volatilităților
relativ mici, diferența de temperatură începe să crească și eficiența termodinamică scade. Acest
efect este cau zat de numărul extrem de mare de talere , ducând la o scădere semnificativă a presiunii
în coloană și temperatura ridicată la baza. Rezultate similare au fost observate de Liidecker și
Gelbe [ 28, 29 ]. Diferența minimă de temperatură depinde de căderea de pr esiune în taler. La
presiuni mai mici pe taler, diferența de temperatură a coloanei începe să crească la o volatilitate
relativă mai mică. Rezumând efectul ridicării temperaturii și a căldurii latente a fluidelor de lucru,
aceasta poate fi revendicată ca a tunci când proiectăm pompa de căldură asistată pentru distilare,

10
toate cele trei tipuri de pompe de căldură ar trebui să fie luate în considerare, deoarece nu există
un motiv termodinamic unanim pentru a prefera recompresia vaporilor de la vârful coloanei .

Figura 2.7 Temperatura de vârf și de bază din coloană, și variația COP funcție de volatilitatea relativă [ 31]

Tabel 1.Prețuri utilități

Utilitate Preț *
Apă de răcire 1.2 $/GJ
Abur de joasă presiune 4.9 $/GJ
Abur de înaltă presiune 15.0 $/GJ
Energie electrică 0.1 $/GJ
*Prețurile sunt exprimate la nivelul anului 1994

Figura 2.8 Comparație procesul ciclu închis și procesul cu recomprimarea vaporilor [31]
Procesul ciclului închis și recompresia de vapori sunt comparate în Figura 2.8, perioadele
de amortizare a investiției pentru cele două procese diferite , ca funcții ale volatilității relative și

11
ale debitului de alimentare al coloanei arată că recompresia de vapori este întotdeauna mai
economică decât procesul cu ciclu închis. Diferența, cu toate acestea, în cazul coloanei cu
umplutură este mai mică decât pentru coloanele cu talere. Transferul de căldură între două puncte
arbitrare din coloană , de ex emplu condensator și refierbător , în două coloane diferite, este posibilă
și dacă temperatura sursei de căldură este mai mică și sursa de căldură este în fază de vapori. În
acest caz, cu ajutorul unei pompe de căldură, temperatura sursei de căldură poate fi mărită, iar
potrivirea va fi posibilă. Rentabilitatea investiției pentru un astfel de proces , pomparea căldurii
asistate, se calculează la aceeași bază ca și coloanele de sine stătătoare, convenționale . Diferențele
optime de temp eratură între fluidul de lucru și temperaturile sursei de căldură și ale destinației
căldurii sunt determinate și găsite ca fiind în același interval ca și coloanele de sine stătătoare .
Pentru acest tip de integrare termică sunt posibile două cazuri. Dacă nu există schimbătoare de
căldură la punctele selectate ale tehnologiei, ele sunt concepute și prețurile lor sunt incluse, în caz
contrar se iau în considerare schimbătoarele suplimentare de căldură necesare și costurile acestora.

Figura 2.9 Economie de energie în cazul proceselor asistate de pompe de căldură cu ciclul închis [31]
Figura 2.9 prezintă economia de energie în cazul pompelor de căldură cu cicluri închis e.
Figura este utilă pentru a estima timpul de rambursare preconizat al unui variante de proces cu
pompa de căldura. De exemplu: diferența de temperatură dintre ”destinația căldurii” și sursă este
de 15 ° C, căldura posibilă transferul este de 10 KJ / h, i ar timpul de rambursare este de 5 ani dacă
există schimbătoare de căldură existente și aproximativ 8 ani dacă nu există nici unul. Diagrama
de transfer termic a economiei poate fi utilizată pentru autonomia coloanelor.

12

Figura 2.10 Reprezentarea schematică a instalației de tip HIDiC

În scopul extinderii conceptului de integrare a pompelor de căldură în procesul de distilare,
se prop une schema HIDiC (Heat Integrated Distilation Column) (Figura 2.10) care combină
recompresia vaporilor și operația adiabatică [4]. Efectuarea testelor experimentale pe scară largă
pentru separarea unui amestec binar de benzen și toluen, arată [5] că coloana HIDiC poate realiza
o reduce re a consumului de energie cu peste 40%. Mai mult, Horiuchi și colab. [7] au operat o
instalație pilot HIDiC la o condiție zero de căldură exterioară și au obținut economii de energie
mai mari de 50%..

Figura 2.11 Reprezentarea schematică a instalației de tip HIBDJS

În coloana HIDiC, debitul de vapo ri scade spre vârful coloanei pentru mărirea concentrației
și crește pe măsură ce curge spre partea superioară a coloanei. De obicei, viteza de vaporilor la
compresorul unei instalații de tip HIDiC este mai mare decât viteza unei coloane tipice de
recomprimare a vaporilor.

13
Pe de altă parte, coloanele cu recomprimarea vaporilor (CRV – Column Recompresion
Vapor ) implică un raport de compresie relativ mare. Deși un flux mic de vapori prin compresor
poate oferi beneficii, raportul de comprimare mare are un impact negativ asupra cerinței de putere
a compresorului. Este binecunoscut faptul că energia electrică necesară pentru acționarea
compresorului este de câteva ori mai scumpă decât utilitatea termică folosită pentru a funcționa
refierbătorul , precum și condensatorul. Cu toate acestea, în comparație cu CRV, coloana HIDiC
poate obține beneficii economice mai bune datorită raportului de compresie redus [8]. În cazul
unei unități independente sau în cazul în care există restricții severe privind integrabilitatea
coloanei de distilare, realizarea distilării asistate de pompă de căldură este cea mai promițătoare
tehnică de economisire a energiei.
Figura 2.11 ilustrează schematic principiile unei distilații discontinue pe bază integrării
coloanei de fracționare într-o carcasă /manta (HIBDJS – Heat Integrated Batch Distillation with a
Jacketed Still ). Așa cum este arătat, această sche mă folosește o manta ca răcitor care înconjoară
coloana de rectificare. Vaporii produși sunt comprimați și apoi introduși în partea de jos a coloanei.
Astfel, există o diferență de presiune (diferența de temperatură) între coloană și reîncălzitorul cu
mant a. În consecință, o anumită cantitate de energie este schimbată de la coloană la răcitor prin
peretele intern. Această nouă distilare discontinuă prin încălzire integrată este inițial configurată
de Takamatsu și alții [9]. Mai târziu , Maiti și alții [10] ș i-au sistematizat ideea și au clarificat
avantajele acestei abordări prin simulări numerice. Autorii și -au raportat concluziile pentru
separarea unui amestec binar (etanol / apă) că o astfel de instalație conduce la realizarea a
aproximativ 56,10% economii de energie și 40,53% economii în costul total anual.

Figura 2.12 Reprezentarea schematică a instalației de tip CRV -HIBDJS

Pentru creșterea performanței termodinamice și economice, același grup de cercetar e [11]
a propus o combinație nouă de integrare termică internă și externă care introduce abordarea directă
de recomprimare a vaporilor în schema HIBDJS ( Figura 2.12). În plus față de căldura transferată

14
de la coloa nă la răcitor prin peretele interior, căldura latentă a vaporilor in vârful coloanei este de
asemenea utilizată pentru refierberea lichidului. Această schemă hibridă CRV -HIBDJS
demonstrată printr -o coloană de separare a acetat ului de butil arată o reducer e dramatică a
consumului de energie cu 75% și un timp de returnare de până la 1,74 ani.
Studiile efectuate până în acest moment descri u fracționarea asistată de pompă de căldură ca o
tehnologie de separare eficientă din punct de vedere energetic, cu un pot ențial redus de energie cât
și a emisiilor de CO 2. Introducerea sistemului de pompare a căldurii cu progresele sale anterioare
demonstrează prin diverse surse de literatură cum este îmbunătățit ă eficiența energetică a coloanei
de fracționare prin utilizare a pompei de căldură cu schimbătoare de căldură intermediare în
combinație cu sistemul de compresie în mai multe etape . În afară de reducerea consumului de
energie și, prin urmare, a costului global, sistemele de pompe de căldură pot fi luate în considerare
în proiectarea datorită ușurinței introducerii, a unei structuri și funcționare simple. Prin intermediul
studiului efectuat, autorii articolului doresc să transmit ă un mesaj cheie că eforturile suplimentare
de îmbunătățire a tehnologiei de fracționare asistată de pompă de căldură v or reduce consumul de
energie și emisiile de gaze în multe industrii cum ar fi: chimice, farmaceutice, biochimice și de
rafinărie.
Pomparea de căldură poate fi o tehnologie economică de integrare energetică în procesul
chimic pen tru a reduce consumul de energie primară și pentru a minimiza impactul negativ de
cereri mari de răcire și încălzire asupra mediului. O strategie prezentată preliminar este analiza și
proiectarea sistemelor de distilare asistată de pompe de căldură. Princi palele caracteristici ale
strategiei sunt:
• integrarea căldurii pentru recuperare
• este luată în considerare posibilitatea îmbunătățirii sistemului de recuperare a lichidelor
• sunt luate în considerare toate tipurile de procese cu pompe de căldură, sele cția se bazează
pe tehnologia de strângere
• poziționarea corectă a pompei de căldură este de asemenea proiectată conform tehnologiei
de prindere
• utilizarea corectă a tehnologiei de prindere detectează posibilitățile de pompare a căldurii
între diferite echipamente
• consumul de energie primară și factorul de cost al energiei sunt utilizate pentru
recunoașterea fezabilității

15
3. COLOANA DE FRACȚIONA RE PROPILENĂ -PROPAN
3.1 INSTALAȚIA GASCON -MEROX
Capacitatea instalatiei
Instalatia din care face parte coloana de separare propilena -propan a fost proiectata
pentru prelucrarea anuala a 274000 tone de gaze bogate, 480000 tone de benzina nestabilizata si 31300
tone de gaze lichefiate din rafinarie.
Prin montarea a unui nou compresor de gaze, aces ta poate sa preia la capacitatea maxima
640000 tone gaze / an. Instalatia este în curs de retehnolgizare, putându -se prelucra si 750000 tone de
benzina nestabilizata pe an.
Profilul de productie
Instalatia Gascon -Merox este profilata pentru prelucrar ea gazelor bogate de rafinarie si a
benzinei nestabilizate. În urma procesului de productie se obtine propan, propilena, fractie izobutan –
izobutena, fractie normal butan – normal butene (în stare lichefiata) si benzina stabilizata. Toate aceste
produse au un continut redus în compusi cu sulf, putând fi utilizate atât în industria chimica, cât si
pentru carburanti. Schema instalației Gascon -Merox este prezentată Figura 3.1.

3.2 FLUXUL TEHNOLOGI C AL INTALAȚIEI GASC ON- MEROX
Denumirea Instalației Gascon -Merox vine de la (Gascon=concentrare gaze (Gas
concentration), Merox=oxid are mercaptani (Mercaptans Oxidation)). Instalația Gascon -Merox este
amplasata în vecinătatea instalației Cracare Catalitica.
Gazele bogate sunt aspirate de un compresor si refulate prin răcitoarele spre un vas
separator V -2, amestecându -se cu absorbant bogat de la coloana de absorbție si vaporii stripați de la
coloana de stripare.
Gazele din vasul V -2, sunt dirijate la coloana de absorbție primara C-3, după care trec
prin absorberul secundar C-4 spre rețeaua de gaze combustibile.
Benzina nestabilizata din vasul V -9 este trasa cu pompa P -9 si refulata în coloana de
absorbție C -3. De la baza coloanei C -3 absorbantul bogat este pompat în V -2 si de aici în coloana de
stripare C -5 pentru eliminarea gazelor ușoare si a hidrog enului sulfurat. Din baza coloanei absorbantul
stripat trece în coloana de fracționare C -6 unde, pe la baza, se elimina benzina stabilizata spre vasele
de reținere a compușilor cu sulf. Pentru aceasta se folosește soda caustica care se poate regenera în
prezenta de aer si catalizator merox de unde si denumirea de "Merox" a instalației. Benzina stabilizata
si tratata este dirijata la parcul de rezervoare. Fracția de gaze lichefiate, după ce este tratata cu

16
monoetanolamina (MEA) si soda caustica pentru reți nerea compușilor cu sulf, este pompata în
coloana de fracționare C9 care separa la vârf fracția propan -propilena iar la baza fracția butan -butene.
Amestecul de butan -butene este supus procesului de fracționare în coloana C -11 unde se obține
la vârf fracți a izobutan – izobutene iar la baza fracția normal butan -butene care sunt dirijate la parcul
de rezervoare sferice.
Amestecul de propan -propilena se fracționează în coloana C -13, obținându -se propan la baza
coloanei si propilena pe la vârf, care de asemenea sunt dirijate ca produse finite la parcul de rezervoare
sferice.
Instalația este alimentată cu energie electrica de 6000 V pentru compresoare, 380 V pentru
pompe si 220 V pentru iluminat.
Gazele de rafinărie au compoziții diferite, care depin d atât de tipul procesului de prelucrare,
de materia prima, dar si de condițiile de operare: temperatura, presiune, timp de reacție, catalizatori
etc. În funcție de conținutul de hidrocarburi C 3+, ele se împart în gaze bogate si gaze sărace. Gazele
bogate sunt cele din care nu s -au separat componenții C 3+, iar cele sărace sunt gazele ramase după
recuperarea acestor hidrocarburi.
Compoziția gazelor prelucrate în instalația Gascon – Merox în procente medii volum sau
molare:
Tabelul 3.1 Compoziția gazelor prelucrate în instalația G ASCON -MEROX
Nr. crt. Component Gaze bogate Gaze sărace
1 Hidrogen 7,2 12,6
2 Azot 4,2 7,7
3 Oxigen 0,2 0,4
4 Monoxid de carbon 1,5 2,
5 Bioxid de carbon 2,0 2,5
6 Hidrogen sulfu rat 1,0 1,5
7 Mercaptan 0,1 0,1
8 Metan 23,5 35,0
9 Etan 9,5 15,3
10 Etilena 11,5 17,2
11 Propan 5,5 0,8
12 Propilena 15,5 3,3
13 Normal butan 2,1 0,1
14 Izobutan 4,3 0,4
15 Izobutena 2,5 0,2
16 Butena 1 2,6 0,2
17 Cis butena 1,5 0,2
18 Trans b utena 2,0 0,2
19 Butadiena 1,3 1 0,2
20 Izopentan 1,2 0,1
21 Normal pentan 0,3 0,0
22 Hexan 1,8 0,0
Total 100 % 100%

17

Figura 3.1 Schema instalației GASCON MEROX de pe platforma unei rafinării din România

18

Proprietăți fizico -chimice ale hidrocarburilor C 1-C5

Metan:
– formula chimica: CH 4;
– masa moleculara: 16,0 kg/kmo l;
– punctul normal de fierbere: -165,5 o C;
– densitate faza gaz 0,7 kg/m3;
– densitate relativa în raport cu aerul: 0,5;
– puterea calorica inferioara: 50060 kJ/kg
Etan:
– formula chimica: C2H4 (CH 3-CH 3);
– masa moleculara: 30,0 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: -89 oC;
– densitate faza gaz: 1,3 kg/m3;
– densitate relativa în rapor t cu aerul: 1,0;
– puterea calorica inferioara: 47530 kJ/kg
Etilena:
– formula chimica: C2H4 (CH 2
CH 2);
– masa moleculara: 28,0 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: -104 o C
– densitate faza gaz: 1,2 kg/m3;
– densitate relativa în raport cu aerul: 0,9;
– puterea calorica inferioara: 47230 kJ/kg
Propan:
– formula chimica: C3H8 (CH 3-CH 2-CH3)
– masa moleculara: 44,1 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: -42,1 o C
– densitate faza gaz: 2 kg/m3;
– densitate faza lichid: 510 kg/m3 (15 o C);
– densitate r elativa în raport cu aerul: 1,5;
– puterea calorica inferioara: 46410 kJ/kg
Propilena:
– formula chimica: C3H6 (CH 2
CH-CH 3)
– masa moleculara: 42,1 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: -47,6 o C

19
– densitate faza gaz: 1,8 kg/m3;
– densitate faza lichid: 526 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu aerul: 1,5;
– puterea calorica inferioara: 45640 kJ/kg
Normal-butan:
– formula chimica: C4H10 (CH 3 -CH 2-CH 2-CH 3)
– masa moleculara: 58,1 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: -0,5o C
– densitate faza gaz: 2,6 kg/m3;
– densitate faza lichid: 582 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu aerul: 2;
– puterea calorica inferioara: 45790 kJ/kg

Izo-butan:
– formula chimica: C4H10 (CH 3 – CH 2 – CH 3)
– masa moleculara: 58,1 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: -11,7o C
– densitate faza gaz: 2,6 kg/m3;
– densitate faza lichid: 567 kg/m3 (15 o C);
– densit ate relativa în raport cu aerul: 2;
– puterea calorica inferioara: 45670 kJ/kg

Izo-butena:
– masa moleculara: 56,1 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: – 6,9o C
– densitate faza gaz: 2,5 kg/m3;
– densitate faza lichid: 606 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu aerul: 1,9;
– puterea calorica inferioara: 45190 kJ/kg
Butena -1:
– masa moleculara: 56,1 kg/kmol;
– punctul normal de fierbere: – 6,4 o C
– densitate faza gaz: 2,5 kg/m3;
– densitate faza lichid: 604 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu aerul: 1,9;
– puterea calorica inferioara: 45440 kJ/kg

20

Cis-butena -2:
– masa moleculara: 56,1 kg/kmol;
– punct normal de fierbere: + 3,7o C
– densitate faza lichid: 616 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu ae rul: 1,9;
– puterea calorica inferioara: 45300 kJ/kg
Trans -butena 2:
– formula chimica:
– masa moleculara: 56,1 kg/kmol;
– punctul normal de fierbere: + 0,9o C
– densitate faza lichid: 616 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu aerul: 1,9;
– puterea calorica inferioara: 45300 kJ/kg
Butadiena 1,3:
– masa moleculara: 54,1 kg/kmol;
– punctul normal de fierbere: – 4,5 o C
– densitate faza gaz: 2,5 kg/m3;
– densitate faza lichid: 627 kg/m3 (15 o C);
– densitate relativa în raport cu aerul: 2;
– puterea calorica inferioara: 45200 kJ/kg
Normal pentan:
– formula chimica: C5H12; (CH 3 – (CH 2)3- CH 3)
– masa moleculara: 72,1 kg/kmol;
– punctul normal de fierbere: +36 o C
– densitate faza lichid: 590 k g/m3 (15 o C);
– puterea calorica inferioara: 45410 kJ/kg
Izopentan:
– masa moleculara: 72,1 kg/kmol;
– punctul normal de fierbere: +27,8 o C
– densitate fa za lichid: 600 kg/m3 (15 o C);
– puterea calorica inferioara : 45505 kJ/kg
Prin condiții normale pentru punctul de fierbere si faza gaz se înțelege presiunea de 1 atm (760
mm Hg) si temperatura de 0o C iar pentru faza lichida temperatura este de 15 o C.
Masele moleculare ale celorlalți componenți din gaze măsurate în kg/ kmol sunt următoarele:
H2 =2; N 2=28; O 2=32; CO= 28; CO 2=44; H 2S=34; CH 3 – SH;=48; C6H14=86,1;

21
Aceste date sunt necesare la calcularea procentelor greutate din procentele molare. Un
amestec de gaze va avea o masa molara medie si o densitat e medie proporțională cu fracția molar ă a
fiecărui component. Suma fracțiilor molare este egala cu 1. Din necesitatea practica, în general
zecimalele au fost rotunjite la o singura cifra.
Faza de compresie a gazelor
Gazele rezultate în urma procesului de c racare catalitica sunt comprimate de la 0,5 bar la
presiunea de 14,5 bar cu un compresor centrifugal.
Se poate aplica legea gazelor reale:
𝑃𝑉=𝑧𝑛𝑅𝑇 (3.1)
unde:
P – presiunea absoluta a gazului în N/m2;
V – volumul ocupat de gaz î n m3;
Z – factor de compresibilitate, adimensional;
N – numărul de kmoli de gaz;
R – constanta generala a gazelor, 8315 J/kmol× K;
T – temperatura absoluta, K;
Ecuația gazelor reale permite calcularea cantității de gaze aflate în conducte si vase, deoarec e
se cunoaște volumul utilajelor, presiunea este indicata de manometru în bar (1 bar=105 N/m2),
temperatura se poate măsura local în grade Celsius (T = 273,15 + toC) iar factorul de
compresibilitate se determina grafic. Pentru gazele bogate si sărace de la Gascon la presiunea de 14,5
bar factorul de compresibilitate este 0,85 respectiv 0,95.
Un kilomol de gaz ideal în condiții normale de presiune si temperatura ocupa un volum de
22,4 m3. În acest caz, factorul de compresibilitate este egal cu 1.
Condițiil e normale de presiune si temperatura sunt de 760 mmHg si 273,15 K (0oC). Între
moleculele gazului ideal nu se exercita forte de atracție. Gazele reale se comporta ca un gaz ideal la
presiuni mici si temperaturi înalte.
Relații de statica si dinamica a flui delor
Puterea de antrenare (W a) necesara la axul compresorului centrifugal:
𝑊𝑎=𝜌∙𝑔∙𝑄𝑉∙𝐻
𝜂𝑡 (3.2)
unde:
 – densitatea fluidului;
g – accelerația gravitaționala;
Qv – debitul volumic;
t – randamentul total;
H – înălțimea în met ri a coloanei de lichid.

22
Ecuația este valabila si pentru pompe centrifuge, randamentul total aproximându -se la 0,75.
Presiunea unei coloane de lichid: P = gH.
Ecuația continuității arata ca Qv =A 1v1=A 2v2=constant unde A este suprafața de curgere, v
este viteza de trecere a fluidului iar Q v debitul volumic.
Debitul de curgere masic Qm [kg/s]=  [kg/m3] Qv [m3]
Relația lui Bernoulli la curgerea fluidelor prin conducte orizontale:
(3.3)

(3.4)
unde: ΔPf este pierderea de presiune locala iar c este o consta nta ce depinde de geometria
conductei .
Faza de separare a fracției propan -propilena de fracția butan -butene
Amestecul de gaze lichefiate alimentează coloana C-9 care separa pe la vârf fracția propan –
propilena iar la baza fractia butan -butene.
Volatilitat ea relativa a propanului fata de izo -butan, în domeniile uzuale de operare a
coloanelo r are valoarea 2,00 si față de n-butan 2,7, ceea ce face ca separarea sa fie relativ ușoară.
Temperatura critica a propanului fiind de 96,8 C, condensarea vaporilor la v ârful coloanei se
face cu apa recirculata iar refierbătorul din baza coloanei este alimentat cu abur de 3,5 bar.
Faza de uscare a fracției propan – propilena
După condensare si răcire, în fracția propan -propilena rămân urme de apa sub 1%, care trebuie
eliminate deoarece face dificila fracționarea celor doi componenți. Apa conținută în fracția propan –
propilena este îndepărtată în coloana C-8, prin distilare azeotropă pe la vârful coloanei ca urmare a
aportului de căldura dat de refierbătorul cu abur GE -9.
Amestecul azeotrop de propilena si apa este dirijat de la vârful coloanei C-8 la condensatorul
coloanei C-9.
Faza de separare a propanului de propilena
Această etapă este importantă pentru prezenta lucrarea, întrucât acesta coloana este coloana de
fracțion are pe care vom dezvolta studiile de caz abordate în proiectul de diplomă. Separarea propilenei
de propan se realizează în coloana C-13 unde pentru condensarea vaporilor se folosește apa recirculata
iar pentru încălzire aburul de 3,5 bar în refierbătorului din baza.
Volatilități le relative pentru amestecuri le propilena – propan sunt mici, aproximativ 1,15 si se
modifica sensibil cu presiunea pe coloana si concentrația propilenei în lichid. În general mărirea
presiunii duce la scăderea volatilității relative si implicit la îngreunarea fracționarii.

23
Faza de separare a fracției propan – propilena de fracția butan – butene
Coloana C-9 separa pe la vârf vapori de propan si propilena care sunt condensați în GE -11 iar
la baza fracția de hidrocarburi C 4. Coloana este echipata cu 36 de talere iar alimentarea se face pe
talerul 20.
Aportul de căldura în baza este dat de refierbătorul cu abur GE -10. Presiunea pe coloana este
de 18 bar iar temperatura la vârf este de 52 oC si în baza 110oC.
Vapori condensați în GE -11 sunt colectați în vasul de reflux GV -10 de unde trag pompele P-
8 care refulează produsul ca reflux si alimentare a coloanei de uscare C-8.
Temperatura la vârful coloanei se menține constantă. Din vasul de ref lux apa se strânge în
doma după care se scurge manual la canal sau se dirijează în instalația C racare Catalitică prin proprie
presiune.
Tabelul 3.2 Tabel cu parametrii tehnologici de lucru în etapa de sepa rare propan – propilena de
butan -butene
Nr.
crt. Parametrul si
mediul
masurat Starea de
agregare a
mediului Domeniul minim,
normal, maxim UM
0 1 2 3 4
1 Debit reflux
C3+C3' Lichid min. 36
norm. –
max. 72 m3/h
m3/h
m3/h
2 Presiune fractie
C3+C3' Gaz min. 16
norm. –
max. 17,6 bar
bar
bar
3 Temperatura
fractie C 3+C3' Gaz min. 40
norm. –
max. 52 oC
oC
oC
4 Gradient de
temperatura
fractie
C3+C3' Lichid min. 1
norm. –
max. 5 oC
oC
oC
5 Temperatura
C4 Lichid min. 90
norm. –
max. 110 oC
oC
oC

Faza de usca re a fracției propan – propilena
Apa conținută în fracția C 3 este îndepărtată prin distilare azeotropa în coloana de uscare C-8.
Coloana este echipata cu 60 de talere iar alimentarea se face pe primul taler de la vârf .
Aportul de căldura este asigurat în baza coloanei de refierbătorul cu a bur de 3,5 bar, GE -9.

24
Vaporii de apa împreuna cu cei de propilena formați ies pe la vârful coloanei si intra împreuna
cu cei de la vârful coloanei C-9 în condensatoarele GE -11.
În final apa se acumulează în doma vasul GV -10 de unde este eliminat ă prin proprie presiune.
Coloana lucreaza la o presiune de 18 bar si la o temperatura de vârf de 52 oC. Din baza coloanei
trag pompele P -7 si refuleaza produsul la coloana C-13.

Tabelul 3.3 Parametrii tehnologici de lucru faza de uscare a fracției propan – propilena

Nr.
crt. Parametrul si
mediul măsurat Starea de agregare a
mediului Domeniul minim,
normal, maxim . UM
0 1 2 3 4
1 Debit fracție C 3 Lichid min. 6
norm. –
max. 18 m3/h
m3/h
m3/h
2 Presiune fracție C 3 Vapori min. 17
norm. –
max. 19 bar
bar
bar
3 Temperatura fracție
C3 Vapori min. 40
norm. –
max. 52 oC
oC
oC
4 Temperatura fracție
C3 Lichid min. 45
norm. –
max. 62 oC
oC
oC
5 Debit condens gaz min. 2
norm. –
max. 8 m3/h
m3/h
m3/h

Faza de separare a propanului de propilena
Alimentarea coloanei C-13 cu fracția propan – propilen ă se poate face pe una din cele trei prize
de alimentare, situate deasupra talerelor 16, 20, 24 în funcție de compoziția produsului de alimentar e.
Pe la vârful coloanei distila vaporii de propilena care sunt condensați în GE -17 iar din baza
este eliminat propanul prin răcitorul GE -15 la parcul de rezervoare sfere ca produs finit.
Propilena se acumulează în vasul de reflux GV -14.
Pompele GP -10 A,B trag produsul din vas si -l refulează va reflux la coloana. Surplusul de
propilena este dirijat din refularea pompelor la parcul de rezervoare sferice, ca produs finit.
Coloana este echipata cu 105 talere practice si lucrează la o presiune de 20.5 barg . Temperatura
la vârf este de 4 6.5 oC. Aportul de căldura în coloana este adus de reboilerul GE-16.
Când propilena este neconforma ea este dirijata direct din linia de vapori în rețeaua de gaze
combustibile a rafinăriei. De asemenea si propanul neconform se dir ijează din vaporizatorul GE -20 în
rețeaua de gaze combustibile. Ca agent de încălzire se folosește aburul de 3,5 bar cu o temperatura de
150 oC.

25
3.3 PREZENTAREA COLOANE I DE FRACȚIONARE PRO PILENĂ -PROPAN
Separarea propilenei de propan , ameste c cu volatili tatea relativă de aproximativ 1,1 , se
realizează prin procesul de superfracț ionare. În continuare este descrisă o coloană de separare
propilenă -propan existentă pe platforma unei rafinării din România. Coloana GV 14 are 95 talere
practice (a se vedea Figura 3.2).
Coloana de fracționare are două zone:
– zona de rectificare situată deasupra talerului de alimentare cu materia primă ;
– zona de epuizare situată sub talerul de alimentare .
Pentru a se asigura procesul de fracționare î n zona de epuizare a coloanei trebuie să se creez e
un flux ascendent de vapori, în acest scop î n partea inferioară a coloanei trebuie să se vaporizeze o
cantitate de lichid cu ajutorul unui refierbă tor. În coloană se realizează separarea propilene i de propan
prin superfracționare . Coloana de separare propan – propilenă are posibilitatea de a fi alimentată în 3
zone , și anume: pe talerele 36, 44, 52, î n funcție de calitatea alimentării. În cazul î n care alimentarea
are un punct de fierbere mai scăzu t, aceasta intră în coloană pe taleru l 36, respectiv pe talerul 52, î n
cazul î n care punctul de fierbere este mai ridicat.
Procesul tehnologic.
Vaporii de propilenă ies la vârful coloanei și sunt condensați î n condensatoarele cu apă G –
E18a.b,c,d. Propilen a condensată intră în vasul de reflux G -V15 pe la partea inferioară a vasului.
Temperatura la intrarea î n vasul G -V15 este măsurată local cu termometrul . Presiunea la vârful
coloanei se menține constantă. Depășirea valorii admise a presiunii la vârful coloanei este semnalizată
la DCS. Produsul lichid din vasul de reflux G -V15 este aspirat cu pompa G -P12A,B – pompe produs
vârf coloană separare propan – propilenă și refulat astfel:
– o parte ca reflux la vârful coloanei de separare, deasupra primului taler;
– o parte este trimis la depozit ca propilenă produs finit.
În vederea determinării compoziției produsului de la vârful coloanei, se recirculă în permanență o
cantitate de produs, cu ajutorul unei pompe . Fracț ionarea î n coloana de separare propan – propilenă
se realizează cu aport de căldură la baza coloanei, prin refierbătorul cu abur G -E19 – refierbător tip
Kettle.
Produsul din baza coloanei, propanul, intră în refierbă tor. Temperatura la intrarea în
refierbătorul G -E19 este măsurată local cu termometrul. Vapo rii formaț i în refierbător ies la partea
superioară a acestuia, și se întorc î n coloană sub ultimul taler. Temperatura vaporilor la ieșirea din
refierbător este măsurată și indicată la DCS. Pe conducta de abur este prevăzut un robinet, care la
creșterea pr esiunii la vâ rful coloane i peste nivelul maxim admis se închide, întrerupând astfel
alimentarea cu abur a refierbătorului din baza coloanei. Agentul termic folosit la refierbător este aburul
de joasă presiune. Debitul de propan vapori î n gaze le combustibil e este mă surat/ inregistrat la DCS .

26
Produsul din compartimentul de lichid al refierbătorului G -E19, format din propan este dirijat la
răcitorul cu apă G -E20 – răcitor baza coloană de separare propan – propilenă.

Figura 3.2 Schema automatizată a coloanei de fracționare propilenă -propan

Prin condensatoarele cu apă 9G -E18a.b,c,d. va trece o cantitate de vapori care, prin condensare, să
asigure debitul de reflux necesar pentru funcționarea coloanei.
Caracteristi ci ale coloanei de separare propilenă -propan:
 Rolul coloanei este de a separa propilena de propan prin fracționare.
 Coloana lucrează cu o rație de reflux de aproximativ 12 : 1.
 Coloana are diametrul de 3200 mm și o lungime totală de 52.722 mm î ntre liniile de tangență,
plus două funduri eliptice la varf și bază.
 Coloana este prevăzută cu 95 talere cu clapeți de tip G1 din oțel carbon cu distanț a între talere
de 457 mm.
 Coloana se alimentează cu fracția propan -propilenă de la fundul coloanei de uscare, pe unul
din talerele 36, 44 sau 52.
 Produsul de vâ rf (propilena) iese pe la vârful coloanei, iar după condensare o parte se întoarce
ca reflux deasupra primului taler iar restul pleacă ca propilenă finită la parc.
 Produsul de bază, propanul, iese din refierbă torul coloanei și după răcire este trimis la
parc.[3,4]

27
3.4 MODELAREA MATEMATIC Ă A PROCESULUI
Pentru a înțelege fundamentele fracționării este necesară cunoașterea expresiilor analitice ale
următoarelor concepte:
 Energia minimă necesară și corespunzătoa re fluxului intern;
 Numărul minim de talere teoretice;
 Factorul de separare ( ceea ce presupune cunoașterea stărilor de echilibru , volatilității
relative constante, fluxurilor molare constante ) [3].
1. Gradele de libertate
Cu o alimentare dată (F, z, q) ș i presiunea P, avem doar două grade de libertate î n operația de
fracționare cu două produse independente de numărul de componenți în alimentare.
Dacă știm, de exemplu, debitul refluxului L T și fluxului de vapori V B în coloană, toate stările
de pe toate taler ele pentru ambii componenți sunt complet determinate.
2. Gradul de separare
Pentru a descrie gradul de separare între doi componenți, î n coloan ă sau într-o anumită zonă a
coloanei, vom introduce factorul de separare , definit prin relația :

𝑆=(𝑥𝐿 /𝑥𝐻) 𝑇
(𝑥𝐿 /𝑥𝐻) 𝐵 (3.5)
unde
x- fracția molară a componentului;
L- componentul ușor;
H- componentul greu;
T- varful c oloanei;
B- baza coloanei.
3. Conceptul de echilibru teoretic
Conceptul de e chilibru teoretic ( a se vedea Figura 3.3) este foarte important pentru fracționare.
Se presupune realizarea echilibrului vapori -lichid (VE) pe fiecare ta ler și că lichidul de pe taler curge
către talerul inferior, iar vaporii de pe taler urcă spre talerul superior. Acest lucru corespunde chiar
fizic în cazul coloanelor cu talere, coloanele cu umplutură neavând același comportament fizic.
Conform literaturi i de specialitate [7], calculele bazate pe conceptul de echilibru teoretic se potrivesc
suficient de bine coloanelor reale, chiar și celor cu umplutură.

28

Figura 3.3 Conceptul de stare de e chilibru

4. Starea de echilibru vapori – lichid (VE – vaporizare in echilibru)
Într-un sistem cu două faze ( F=2) și cu N c componenți care nu reacționează î ntre ei, starea este
determinată de N c grade de libertate :
f=Nc +2 – F (3.6)

∑ 𝑥𝑖𝑛
𝑖=1 =1 (3.7)

∑ 𝑦𝑖𝑛
𝑖=1 =1 (3.8)

Într-un amestec ideal (Raoult), presiunea parțială pi a componentului i în faza vapori este
proporțională cu presiunea de vapori a componentului pur la temperatura T :
𝑝𝑖=𝑥𝑖𝑝𝑖(𝑇) (3.9)
Pentru un gaz ideal, conform legii lui Dalton, presiunea parțială a unui component este
proporțională cu fracția molară :
𝑃𝑖=𝑦𝑖∙𝑃 (3.10)
de unde
𝑦𝑖=𝑥𝑖𝑝𝑖0
𝑃 = 𝑥𝑖∙𝑝𝑖0(𝑇)
∑𝑥𝑖∙𝑝𝑖0 (𝑇) -Relația VE(Vaporizarea în echilibru) (3.11)
5. Constanta de echilibru K si volatilitatea relativă
K se numește constantă de echilibru și se calculează astfel pentru un component i :
𝑘𝑖=𝑦𝑖
𝑥𝑖 (3.12)
Volatilitatea relativă intre componenții i și j este definită ca :
𝛼𝑖𝑗=(𝑦𝑖/𝑥𝑖)
(𝑦𝑗/𝑥𝑗)=𝑘𝑖
𝑘𝑗 (3.13)

29
𝛼𝑖𝑗=√𝛼𝑖𝑗,𝑡𝑜𝑝·𝛼𝑖𝑗,𝑏𝑎𝑧 ă (3.14)
atunci relația VE devine :
𝑦𝑖=𝛼𝑖·𝑥𝑖
∑𝛼𝑖·𝑥𝑖 (3.15)
Pentru un amestec binar vom scrie x=x1 (component ușor) și x2=1 -x (component greu).
VE devine:
Y=𝛼·𝑥
1+(𝛼−1)·𝑥 (amestec ideal) (3.16)
Această curbă de echilibru este ilustrată in figura 3 .3.

Figura 3.3 VE pentru un amestec ideal
Unde:
Y=Fracția molară a componentului ușo r in fază de lichid
X= Fracția molară a componentului ușor in fază de vapori
6 Bilanțul material pe un taler
Bazată pe conceptul talerelor î n echilibru, o secțiune a coloanei de fracționare este modelată
ca in figura 3 .4. Notarea talerelor se face pornind din baza coloanei spre varf. Bilanțul material pentru
componentul i pe talerul n (in moli/sec) este :
𝑑Ni,n
𝑑𝑡=(Ln+1xi,n+1 -Vnyi,n) -(Lnxi,n -Vn-1yi,n -1) (3.17)
unde :
Ni,n – numărul de moli ai componentului i pe talerul n;
yi,n – fracția molară a componentului i in faza de vapori existentă pe taler de volum V n;
xi,n – fracția molară a componentului i in faza de lichid existentă pe talerul de volum L n.

30

Figura 3 .4. Secțiunea coloanei de fracționare modelată
Vom considera 𝑑Ni,n
𝑑𝑡=0. Este convenabil să definim fluxul material net (w i) al componentului
i de la talerul n la talerul n+1 [moli/sec ] :
wi,n=V nyi,n-Ln+1xi,n+1 (3.18)
wi,n=w i,n+1=w i (la stare staționară) (3.19)
7. Numărul minim de talere teoretice
Cu fluxuri interne infinite L i și V i, bilanțul material de -a lungul oricărei secțiuni din coloană
este Vi=Li+1 sau pentru orice component Viyi=Li+1xi+1.
Pentru o coloană cu N talere, avem :
S=𝛼𝑁(formula lui Fenske)
Pentru o coloana cu factorul de separare dat putem calcula numărul minim de talere (Fenske)
: 𝑁𝑚𝑖𝑛=ln𝑆/ln𝛼 (3.20)
Notă : Pentru o bună separare (S mare) se cere un număr mare de talere.
Pentru găsirea talerului optim pentru alimentare in coloană se folosește teoria lui McCabe :
Varf: 𝑦𝑛=(𝐿
𝑉)𝑇(𝑥𝑛+1−𝑥𝐷)+𝑥𝐷 (3.21)
Bază: 𝑦𝑛=(𝐿
𝑉)𝐵(𝑥𝑛+1−𝑥𝐵)+𝑥𝐵 (3.22)
z=qx F+(1-q)y F (3.23)
yF=𝞪xF/(1+( 𝞪-1)xF) (3.24)
NT-NB=ln⌊(1−𝑦𝐹
𝑥𝐹)(𝑥𝐵
1−𝑥𝐷)⌋
lnα (3.25)
Deci, numărat de la bază in sus, talerul de alimentare este :
NF=⌊𝑁+1−(𝑁𝑇−𝑁𝐵)⌋
2 (3.26)
unde N este numărul total de talere teoretice.

31
8. Energia minimă necesară
Cu un număr infinit de talere, putem reduce refluxul pană cand are loc undeva in interiorul
coloanei o uniformizare a concentrației. Pentru o separare binară acest lucru se intamplă pe talerul de
alimentare (unde linia bilanțului material și linia de uchilibru se vor intalni) și astfel putem deriva ușor
o expresie pentru refluxul minim. Pentru o alimentare lichidă saturată :
𝐿𝑚𝑖𝑛=𝜙𝐿𝐷−𝜙𝐻𝐷𝛼
𝛼−1𝐹 (3.27)
unde 𝜙𝐿𝐷=Dx D,I/Fz F,I este fracția componentului ușor recuperată și 𝜙𝐻𝐷 este fracția
componentului greu recuperată, in fracționare. Deci pentru o separare (𝜙𝐿𝐷=1 și 𝜙𝐻𝐷=0) unui
mestec lichid binar cu debite molare constante și volatilități relative constante, energia minimă (abur)
este :
𝑉𝑚𝑖𝑛=1
𝛼−1𝐹+D (3.28)
Dinamica procesului de fracționare
O coloană de fracționare tipică cu o alimentare și două produse este reprezentată in (figura
3.5).
Cele mai importante notații sunt prezentate in continuare:
F – debitul alimentării [km ol/min];
zF – compoziția alimentării [fracții molare];
qF- condiția termică a alimentării;
D și B – debitul de distilat respectiv produs de bază [kmol/min];
xD și x B- compoziția ( componentului ușor) in produsul de varf și cel de bază;
L- debitul de reflux la varful coloanei;
V- debitul de vapori in baza coloanei;
N- numărul de talere teoretice ale coloanei (inclusiv condensatorul cu vasul de reflux);
i – numărul talerului teoretic (1 -bază, N F – talerul de alimentare);
Li și V i sunt fluxurile de lichid resp ectiv de vapori de pe talerul i [kmol/min];
xi și y i sunt compozițiile in fază lichidă respectiv de vapori (ale componentului ușor) [fracții
molare];
Hi – acumularea lichidă pe talerul i [kmol] (H B -nivelul in baza coloanei, H VR nivelul in vasul
de reflux) ;
a – volatilitatea relativă a componentului ușor față de cel greu;
HI – acumularea lichidă in toată coloana [kmol];
l – constanta asociată efectului fluxurilor lichide și de vapori („efectul K2” ).

32

Figura 3 .5. Structură tipică de reglare a unei coloane de fracționare (configurația LV).
În figura de mai sus avem ca :

Agenți de reglare Mărimi reglate
𝑄𝑐 P
D 𝑀𝐷(sau 𝐻𝑉𝑅)
B 𝑀𝐵(sau 𝐻𝐵)
V 𝑥𝐵
L 𝑋𝐷
Tabel.3.1.Mărimi și agenți de reglare folosiți în coloana de fracționare

Modele matematice staționare oferă informații prețioase pentru conceperea structurii
sistemului de conducere automată, dar nu s unt și suficiente.
Nu se poate asigura reglarea după perturbație a compozițiilor produselor separate fără
considerarea dinamicii canalelor perturbație – compoziție respectiv comandă – compoziție .
Performanțele reglării după abatere depind dire ct de dinamica procesului de fracționare î n ansamblul
ei.
Constante de timp ale dinamicii
Într-un proces de fracționare sunt prezente două categorii de întârzieri :
1.Întârzieri hidraulice asociate fenomenelor de transport ale fluxurilor de vapori și lichi d în sensuri
opuse, de -a lungul coloanei. Regimurile tranzitorii asociate acestor procese au durate de la câteva
secunde – pentru fluxul de vapori V – la zeci de minute – pentru refluxul L;
Deoarece densitatea vaporilor este mult mai mică decât densitatea lichidului, zestrea de vapori
a talerelor este neglijabilă față de zestrea de lichid. La coloanele care separă componenți cu
temperaturi de fierbere apropiate , debitul V este aproximativ constant de -a lungul coloanei, iar o

33
creștere a lui la baza coloanei se manifestă la vârful acesteia după câteva secunde. La separarea
componenților cu diferențe mari î ntre temperaturile de fierbere poate apărea o acumulare
considerabilă de căldură sensibilă ca rezultat al variației temperaturii de -a lungul coloanei.
Pentru a mări debitul refluxului ce părăsește un taler trebuie să crească mai întâi nivelul
lichidului pe talerul respectiv datorită unui debit mărit al refluxului care curge pe acesta de pe talerul
superior (se face cu întârzieri importante). Curgerea de pe un taler pe altul fiind liberă, zestrea de
lichid pe talere se mărește cu creșterea debitului de reflux. Efectuând un bilanț material î n jurul
talerului i se obține :
𝑑𝑈
𝑑𝑡=Li-1+V i+1-Li-Vi (3.29)
unde U este zestrea de lichid pe taler (m3).
Pentru V i≈Vi+1 relația devine :
𝑑𝑈
𝑑𝑡=Li-1-Li (3.30)
Zestrea de lichid de pe taler este alcătuită dintr -un volum constant de lichid U 0 asociat inălțimii
pragului deverso rului, și un volum variabil U v situat deasupra pragului deversorului :
U=U 0+U v≡U0+Ah d (3.31)
𝑑𝑈
𝑑𝑡=A𝑑ℎ𝑑
𝑑𝑡 (3.32)
unde : A – aria talerului (in m2);
hd – înălțimea dinamică a lichidului pe taler dependentă de L i .
Deci, in final avem :
a𝑑𝐿𝑖
𝑑𝑡+Li=Li-1 (3.33)
unde a reprezintă constanta de timp hidrodinamică (sau a fluxului intern)a talerului.
2.Întârzieri de transfer de masă datorate fenomenelor de transfer de masă intre cele două faze.
Deși cele două debite V și L se stabilizează relativ repede, procesul de modificare a
compoziției lichidului pe talere continuă un timp îndelungat (de ordinul orelor și zecilor de ore).
La perturbarea fluxurilor de lichid și vapori regimul dinamic din coloană nu încetează odată
cu consumul regimului tranzitoriu hidrodinamic ci continuă cu modificarea compozițiilor lichidului
pe talere. Această din urmă modificare reprezintă in sine un proces foarte lent, durata regimului
tranzitoriu fiind de ordinul orelor și zecilor de ore.
La perturbarea debitelor alimentării sau refluxului, in coloană se nasc și se propagă două unde,
prima este asociată modificării debitului refluxului din taler in taler, iar cea de -a doua, mult mai lentă,
asociată modificării compoziției refluxului.[3,4]
Astfe l la separarea unui amestec binar, ecuația diferențială pentru talerul i este :
Ui𝑑𝑥𝑖
𝑑𝑡=(L+VK i)xi+Lx i-1+VK i+1xi+1(unde Ki=𝑦𝑖
𝑥𝑖) (3.34)
unde constanta de timp a transferului de masă (sau a flu xului extern) este a= U i/ (L+VK i) .

34
Elemente primare folosite in modelarea matematică a procesului de fracționare
Determinarea analitică a modelelor matematice are la bază legile care guvernează desfășurarea
proceselor respectiv e: bilanțuri materiale și energetice, ecuații de stare, relații de echilibru. In acest
din urmă caz, un interes deosebit il prezintă ipotezele care se fac asupra sistemului fizic ce trebuie
modelat.
Deși se bazează pe aceleași elemente primare (ecuații de bilanț, ecuații de stare, echilibru și
date experimentale) un model matematic de conducere este diferit de cel utilizat de proiectantul
coloanei.
Pentru conducere interesează in primul rand dependențele compozițiilor produselor separate
in funcție de comenzi și perturbații, acestea fiind asociate in mod direct operării coloanei.
Modelul matematic de conducere trebuie să fie simplu, pentru a permite conducerea in timp
real a coloanei, dar suficient de precis pentru a fi utilizat la optimizarea procesului.
In cazul amestecului binar avem bilanțul material global :
{F=B+D
FFx=DDx+BBx (3.35)
din care se deduc raporturile
D
F=xF−xB
xD−xB;B
F=xD−xF
xD−xB; D
B=xF−xB
xD−xF (3.36)
Relația de bilanț global ( 3.31) arată că dacă se fixează D sau B, celălalt rezultă prin diferență.
In consecință, dacă se fixează, de exemplu, raportul D/F atunci B/F și D/B sunt determinate și anume
:
B
F=F−D
F=1-D
F (3.37)
D
B=D
F−D=D/F
1−D/F (3.38)
Debitele vaporilor de la vârful coloanei V și refluxul L determină valorile rapoartel or D/F, B/F și D/B.
Un bilanț material pe condensatorul total conduce la relația :
V=L+D
sau
V
D=L
D+1 (3.39)
V
L=D
L+1 (3.40)
Valorile debitelor interne ale vaporilor și refluxului sunt, in general, diferite de valor ile externe ale
acelorași fluxuri.
Efectuand bilanțul material și termic pe talerul din varf in interiorul coloanei obținem :
Vi+L=L i+V (3.41)
Vi(h0+rD)+Lh L=LH 0+V(h 0+rD) (3.42)
unde :
h0 – entalpia lichidului de la varf la temperatura de fierbere;

35
hL – entalpia refluxului extern;
Vi – fluxul intern de vapori;
Li – refluxul intern;
rD – căldura latentă de vaporizare a distilatului.
Din (3.36) și ( 3,37) se obține :
Li=L(ℎ0−ℎ𝐿
𝑟𝐷+1) (3.43)
Deoarece ℎ0−ℎ𝐿
𝑟𝐷≥0,h -h0 ≥0, refluxul intern L i va fi intotdeauna mai mare sau egal cu refluxul extern
L.
La coloanele cu variații mari ale temperaturii intre varf și bază datorită variațiilor căldurilor latente
vor exista și modificări ale fluxurilor de lichid și vapori.
Cea mai mare variație insă o are refluxul intern la trecerea de la secțiunea de rectificare la cea de
stripare pentru coloanele ale căror alimentări sunt la temperatura de f ierbere.
Notă : Pentru 𝑥𝐷≈1 și 𝑥𝐵≈0 avem D=zF. Deci trebuie modificat raportul D/F astfel incat debitul
distilatului să egalizeze cantitatea de component ușor din alimentare. Orice abatere de la această
valoare va duce la o modificare semnific ativă a concentrațiilor produselor.
In general, o schimbare in fluxurile externe (D/F sauB/F) are un efect semnificativ asupra
concentrațiilor, deoarece orice modificare a lui D/F față de z implică mari schimbări ale
concentrațiilor.
Un bilanț termic duce la relația :
Fh F+Q r=Q c+Dh D+Bh B (3.44)
Qr=rBVr (3.45)
Qc=V(h 0+r D-hD) (3.46)
Notă : Dacă se alege drept comandă D, respectiv D/F, atunci sunt două posibilități: fie se fixează
direct D, fie se stabilește ace asta prin diferența V -L. Cea de -a doua variantă prezintă insă două
neajunsuri :
• variații mici ale debitelor V si L, pentru coloane cu rații mari de reflux, determină variații mari ale
raportului D/F și deci ale compozițiilor produselor;
• neputand regla direct V, acesta este sediul variațiilor mărimilor de care depinde: V r, L, F, q L, qF și q B
( unde V r – debitul de vapori generat de căldura introdusă in refierbător;

qF=ℎ0−ℎ𝐹
𝑟𝐷; qL=ℎ0−ℎ𝐷
𝑟𝐷; qB=ℎ0−ℎ𝐵
𝑟𝐷 (3.47)

36
Exemple de modele de separare
Acestea exprimă dependența compozițiilor de fluxurile de lichid și vapori in mod cantitativ :
1.Modelul Douglas – Jafarey – McAvoy
Acest model se bazează pe ipoteza constantei volatilității relative și a fluxurilor molare in cele
două secții ale coloanei.
S=(𝛼𝑀
√1+1/(𝑅𝑥𝐹)𝑁
(𝑠𝑜𝑙𝑢 ț𝑖𝑎 𝑎𝑛𝑎𝑙𝑖𝑡𝑖𝑐 ă 𝑎 𝑙𝑢𝑖 𝑆𝑚𝑜𝑘𝑒𝑟 ) (3.48)
unde :
R – rația de reflux, R=L/D;
S – factorul de separare ;
S=𝑥𝐷/𝑥𝐵
(1−𝑥𝐷)(1−𝑥𝐵) (3.49)
Pentru o coloană cu un număr dat de talere, operată la reflux total, se obține cea mai bună separare,
adică cel mai mare x D și cel mai mic x B ;astfel S ia valoarea maximă:
Smax=𝛼𝑚𝑁𝑚𝑖𝑛
Relația este valabilă pentru alimentări lichide al e coloanei aflate la temperatura de fierbere (q F=1).
Atunci cand q F diferit de 1, relația de aproximare a soluției analitice a lui Smoker are forma :
S=⌊𝛼𝑚√1−𝑞𝐹+𝑅
(1+𝑅)(𝑞𝐹+𝑅𝑥𝐹⌋𝑁
(3.50)
Algoritmi :
Cunoscandu -se F, x F, qF, m
a și N relațiile ( 3.46) și (3.47) impreună cu ( 3.35) pot fi utilizate două moduri :
♦- se cunosc comenzile L/D și D/F și se cer compozițiile produselor s eparate, adică x D și xB (Alg.1);
♦- se cunosc compozițiile produselor separate, adică x D și x B, și se cer comenzile L/D și D/F (Alg.2).
Alg.1
1. Din (3 .43) se determină factorul de separare S.
2. Cunoscand :
𝐷
𝐹=𝑥𝐹−𝑥𝐵
𝑥𝐷−𝑥𝐵 (3.51)
se explicitează x B care se inlocuiește in (3 .48) și se obține :
𝑥𝐷=(-b-√𝑏2−4𝑎𝑐)/2𝑎 (3.52)
unde :
a=(𝐷
𝐹)(𝑆−1) (3.53)
c=Sx F; (3.54)
b=⌊(𝐷
𝐹+𝑥𝐹)(𝑆−1)+1⌋ (3.55)
3. Din (3 .50) se calculează x B :

37
𝑥𝐵=(𝐷
𝐹)𝑥𝐷−𝑥𝐹
𝐷
𝐹−1 (3.56)
Alg.2 :
1. Date de intrare : F,x F,qF,𝞪m,N,x Du,xBu,xDg,xBg.
2. Se calculează S cu relația :
S=xDu/xBu
xDg/xBg (3.57)
3. Se determină rația de reflux cu relațiile (3.4 7) și (3.4 9).
4. Se calculează D/F (sau B/F) din :
𝐷
𝐹=xFg−xBg
xDg−xBg (3.58)
𝐷
𝐹=xFu−xBu
xDu−xBu (3.59)
5. se calculează V/F.
2. Modelul Fenske – Gilliland – Underwood
Acest model este utilizat c u succes in conducerea proceselor de fracționare industriale, avand la bază
dependența lui Gilliland :
(N-Nmin)/(N+1)=f [(𝑅−𝑅𝑚𝑖𝑛)/(𝑅+1)] (3.60)
unde :
Nmin – numărul minim de talere teoretice ;
N – numărul de talere teoretice;
Rmin – rația minimă de reflux;
R – rația reală de reflux.
Numărul minim de talere teoretice se calculează cu relația lui Fenske :
Nmin=ln[𝑥𝐷𝑖/𝑥𝐵𝑖
𝑥𝐷𝑗/𝑥𝐵𝑗]/ln𝛼𝑖𝑗 (3.61)
unde :
i – componentul ușor;
j – componentul greu.
Rația minimă de reflux se determină cu relatia lui Underwood :
∑𝛼𝑖𝑥𝐹𝑖
𝛼𝑖−Ɵ𝑛
𝑖=1 =1−𝑞𝐹 (3.62)
∑𝛼𝑖𝑥𝐷𝑖
𝛼𝑖−Ɵ𝑛
𝑖=1 =𝑅𝑚𝑖𝑛+1 (3.63)
unde : 𝛼𝑔𝑔<Ɵ<𝛼𝑖𝑔
Aproximările dependenței lui Gilliland sunt :
A=[1−1.333(𝑁−𝑁𝑚𝑖𝑛)/(𝑁+1)]1.7587 (3.64)
R=(𝑅𝑚𝑖𝑛+𝐴)/(1−𝐴) (3.65)
Notă: Pentru amestecurile binare, cele două modele prezintă doi parametrii de acordare : 𝞪 și N.

38
4. SIMUL AREA FUNCȚ IONĂRII COLOANEI DE FRACȚIONARE
PROPILENĂ -PROPAN FOL OSIND DATE DIN INDUS TRIE
PRO / II de la Schneider Electric SimSci este un simulator de procese intuitiv și interactiv în
stare de echilibru pentru proiectarea proceselor și analiză operațională pentru inginerii de proces în
industria chimică, petrolieră, procesarea solidelor și industriile polimerice.
Acesta include o bibliotecă a componenților chimici, metode de predicție a proprietăților
termodinamice și operații unitare, cum ar f i coloane de distilare, schimbătoare de căldură,
compresoare și reactoare, așa cum se găsesc în industriile de prelucrare chimică. Poate efectua calcule
de echilibru masic și echilibru energetic pentru modelarea proceselor continue.
Pentru a proiecta proce sul de separare a butanolului din amestecul de acetona – butanol – etanol
este necesară parcurgerea următoarelor etape:
a) Definirea listei de componenți chimici.
b) Alegerea modelului termodinamic.
c) Extragerea preliminară a unor date din Coloana Shortcu t
d) Simularea procesului.
Instalatia de fracționare propilenă -propan de la LUKOIL are 105 talere practice. Pentru realizarea
simularii calculăm eficacitatea medie a coloanei pentru a afla numărul de talere teoretice .

𝐸𝑚 =[(𝛼𝑚µ 103)−0.245]∗0.49
𝛼𝑢/𝑔=(𝐾1)𝑡𝑚,𝑝𝑚
(𝐾2)𝑡𝑚,𝑝𝑚=1.0078
0.93152
𝛼𝑢/𝑔=1.08188
𝐸𝑚 =0.49*(1.08188*0.076622 )−0.245
𝐸𝑚 =0.902

În figura 4.1 avem repr ezentata schema de simulare a coloanei de s eparare propilenă -propan
folosind date din industrie pe care am realizat -o cu ajutorul programului de simulare PRO/II.

39

Figura 4.1 Schema de simulare a coloanei de fracționare propilenă -propan folosind date din industrie

Materia primă este constituită dintr -un amestec de propilenă si propan cu debitul de 11620 kg /h
având o compoziție de :
-0,5556 fracții mol propilenă
-0,4444 fracții mol propan.
Tabel 4.1 Parametrii de operare ai coloanei convenționale de fracționare a ame stecului
propilenă -propan
Parametru Valoare
Nr. Total de talere teoretice 95
Nr. talerului de alimentare 27
Presiunea de operare la vârf 20,3 barg
ΔP coloană 1,05 bar
Rație de reflux 24,3

40
Tabel 4.2 Caracteristicile schimbătoarelor de căldură afer ente condensatorului și refierbătorului
coloanei convenționale de fracționare a amestecului propilenă -propan
Parametru Refierbator Condensator
Arie schimbător, m2 63,5 1343
Coeficient global de transfer termic, KW/m2°C 1,5 0,75
Sarcină termică, MKW/h 7,5*10-3 7,7*10-3
Sarcină totală, MKW/h 15,2*10-3

La refierbător s -a utilizat ca agent de încălzire, abur saturat cu presiuea de 3.5 barg, iar la
condensator s -a utilizat apaă de răcire de recirculare (cu temperature de intrare de 28 °C).

Tabel 4.3 Bilanț material pentru coloana de separare propilenă -propan folosind date din industrie
Nume flux/
Parametru ALIMENTARE DISTILAT PRODUS DE BAZĂ
Temperatura, ⁰C 55,53 37 69,14
Presiune, barg 20,8 16,4 25,09
Debit masic, kg/h 1210,10 216,32 328,46
Debit molar, kmol/h 270,39 151,67 118,71
Debite parțiale, kmol/h
Propilenă 150,23 140,31 9,91
Propan 120,16 11,36 108,80
Compoziție, % mol
Propilenă 55,56 92,51 8,35
Propan 44,44 7,49 91,65

Coloana are rolul de a separa propilena de p ropan cu un grad de recuperare d e 92%. Pentru a
realiza aceast ă recuperare s -au folosit urm ătoarele specificații prezente în figura 4.2.
Prima specificație se refer ă la gradul de recuperare a propilenei în vârful coloanei, acesta fiind 92% .
A doua specific ație se refer ă tot la recupe rarea propilenei dar in baza coloanei în proporți e de 8% .
Pentru aceste 2 specificații programul necesita dou ă variabile, variabilele ales e sunt sarcinile
condensatorului, respectiv refierb ătorului.

41

Figura 4.2 Specificațiile coloanei de separare propilenă -propan folosind date din industrie

4.1 SIMULAREA COLOANEI C U POMPA DE CĂLDURĂ F OLOSIND CA FLUID
DE LUCRU PRODUSUL DI STILAT AL COLOANEI
În simularea variantei în care coloana este dotată cu pompă de caldură folosind ca fluid de
lucru produsul distilat se utilizează o coloană care echipată cu 95 de talere teoretice, alimentarea fiind
introdusă pe talerul 51. Materia prima intră in coloană cu o presiune de 25 de barg la o temperatură
de 55 ⁰C având un debit de 249,4 kmol/h. Produsul de la vârful coloanei are o temperatura de 52,38
⁰C si o presiune de 20,5 barg, acesta intră intr -un compresor unde temperatura crește la 64,96 ⁰C si
presiunea la 25 barg.
Din compresor fluxul(S4) ajunge la schi mbătorul(E1) cu rol de refierbător pentru coloana de
fracționare.Vaporii de distilat se răcesc de la 64,96 ⁰C la 62,38 ⁰C căldura cedând -o produsului din
baza coloanei(B_1) acesta incălzindu -se de la 61,66 ⁰C pana la 61,70 ⁰C. Lichidul din baza coloanei
se vaporizează parțial si ajunge întru -un separator(F_2) in care fracția lichidă este trasă ca produs de
baza(propanul) iar vaporii se întorc in coloană ca vapori de stripare(S7). Fluxul devapori de distilat,
după ce au cedat căldura lichidului din baza co loanei, (fluxul S4) intră într -un alt schimbator de
căldură racindu -se in continuare de la 62,38 ⁰C la 57,5 ⁰C.
In racitorul E2, produsul de vârf (propilena) se condensează, ieșind din E2 în stare lichidă (
fluxul S8) cu presiunea de 25 de barg și trece p rintr-un ventil de laminare unde presiunea scade la

42
20,5 barg, vaporizându -se parțial . Propilena parțial vaporizată (fluxul S5) se introduce intr -un
separator unde fracția lichidă este trimisă in coloană ca reflux iar vaporii ajung într -un divizor de flux
unde o parte reintră in circuit, iar restul reprezintă produsul de vârf(propilena ).
În figura 4.3 avem reprezentata simularea coloanei de separare propilenă -propan folosind ca
fluid de lucru produsul distilat al coloanei pe care am realizat -o cu ajutoru l programului de simulare
PRO/II.

Figura 4.3 Schema de simulare a coloanei de fracționare propilenă -propan echipată cu pompă
de căldură ce folosește ca fluid de lucru produsul distilat al coloanei

Tabelul 4.4 Parametrii de operare ai coloanei de fracționare propilenă -propan echipată cu
pompă de căldură ce folosește ca fluid de lucru produsul distilat al coloanei
Parametru Valoare
Nr. Total de talere teoretice 95
Nr. talerului de alimentare 51
Presiunea de operare la vârf 20,5 barg
ΔP coloană 1,05 bar
Rație de reflux 15,83

43
Tabel ul 4.5 Bilanț material pentru coloana de separare propilenă -propan echipată cu pompă de căldură
ce folosește ca fluid de lucru produsul distilat al coloanei
Nume flux/
Parametru ALIMENTARE B_1 D_1 REFLUX VS PROPILENĂ PROPAN
Temperatura,
⁰C 55 61,6 52,38 52,35 61,70 52,35 61,7
Presiune,
barg 25 21,44 20,50 20,5 21,44 20,50 21,44
Debit masic,
kg/h 10718,7 7318 99612,86 93669,25 2542,45 5943,23 4775,58
Debit molar,
kmol/h 249,4 166,56 2358,15 2217,41 57,89 140,73 108,68
Debite parțiale, kmol/h
Propilenă 138,56 13,33 2169,50 2039,29 5,01 130,20 8,33
Propan 110,85 153,24 188,65 178,13 52,88 10,53 100,35
Compoziție, % mol
Propilenă 55,56 8 92 91,97 8,65 92,52 7,66
Propan 44,44 92 8 8,03 91,35 7,48 92,34

Tabelul 4.6 Parametrii de operare ai schimbator ului de caldura cu rol de refierbător -vaporizator (E1)
Parametru Parte caldă Parte rece
Intrare (S4) Ieșire
(PROPILENA) Intrare (B_1) Ieșire (S6)
Debit 2359,71 2359,70 166,56 166,56
Temperatura, ⁰C 64,97 62,38 61,66 61,7
Presiune, barg 25 25 21,44 21,44
ΔP 0 0
Arie, m2 141
Coeficient global de
transfer termic,KW/m2°C 0,75
Sarcina termică,MKW/h 2*10-4

Tabelul 4.7 Parametrii de operare ai schimbator ului de caldura (E2) – cu rol de răcitor suplimenta r
Parametru Parte caldă Partea rece (apă de răcire)
Intrare Ieșire Intrare Ieșire
Debit , kmol/h 2359,71 2359,71 31313 31313
Temperatura, ⁰C 62,38 57,50 28 39
Presiune, barg 25 25 – –
ΔP 0
Arie 427
Coeficient global de
transfer termic,KW/m2°C 0,65
Sarcina termică,MKW/h 7,2*10-3

44

Tabelul 4 .8 Parametrii de operare ai compresor ului
Parametru Intrare (D_1, S10) Iesire (S4)
Temperatura, ⁰C 52,38 64,96
Presiune, barg 20,5 25,00
% mol vapori 100 100
Putere, KW
Teoretică 230,38
Reală 295,36

Tabelul 4 .9 Parametrii de operare pentru vasul separator
Temperatura, ⁰C 61,70
Presiune, barg 21,44
Cădere de presiune, bar 0
Fracție moli lichid 0,35
Fracții moli vapori 0,65
Tip vas izoterm

Coloana are rolul de a separa propilena de propan cu purităț i ale produselor de 92% mol.
Pentru a realiza aceast ă recuperare s -au folosit urm ătoarele spec ificațiile care pot fi observate în figura
4.4.

Figura 4.4 Specificațiile coloanei de separare propilenă -propan echipată cu pompă de
căldură ce folosește ca fluid de lucru produsul distilat al coloanei

45
4.2 SIMULAREA COLOAN EI DE FRACȚIONARE A AME STECULUI PROPILENĂ –
PROPAN ECHIPATĂ CU POMPĂ DE CĂLDURĂ CARE FOLOSEȘTE CA FL UID DE
LUCRU UN FLUID EXTER N
În simularea coloanei de separare propilenă -propan cu pompă de ca ldură externă (fluid de
lucru extern) se utilizează o coloană care echipată cu 95 de talere teoretice, alimentarea este pe talerul
51. Materia prima intră in coloană cu o presiune de 25 de barg la o temperatură de 55 ⁰C având un
debit de 249,4 kmol/h. Pro dusul din baza (B_1) coloanei este la temperatura de 61,66 ⁰C si are
presiunea de 21,44 barg, acesta intra în schimbatorul de caldură E2 cu rol de refierbător vaporizator,
unde se vaporizează total la temperatura de 61,8 ⁰C .
Din schimbătorul de căldură E2, fluxul de produs de bază vaporizat S9 intra într -un divizor de
flux unde o parte reintra in coloana ca vapori de stripare , iar restul reprezintă produsul de bază
(propanul) care trebuie răcit suplimentar pană la temperatura de stocare. . Produsul de vârf al coloanei
(D_1) iese de la vîrful coloanei î n stare de vapori cu temperatura de 52,38 ⁰C, presiunea de 20.5 barg
si ajunge in schimbatorul E1 în care se face schimb de căldură ăntre vaporii calzi de la vârful coloanei
și fluxul partial vaporizat de agen t frigorific extern. Vaporii de distilat se race sc pana la temperatura
de 46,5 ⁰C ajungând in stare lichidă (condensează) . După condensare fluxul de distilat (S6) intră intr –
un divizor de flux unde o parte se intoarce in coloana ca reflux (R) si restul rep rezintă produsul de
vârf al coloanei (propilenă).
Agentul termic (fluxul S12) intră în schimbătorul de caldură E1 partial vaporizat cu o
temperatură de 34,27 ⁰C. primind căldură de la vaporii de distilat se vaporizează în totalitate ajungând la
temperatur a de 72,02 ⁰C. Vaporii cu presiunea de 11,25 barg si temperatura de 72,02 ⁰C intra in
compresorul C1 unde presiunea ajunge la 11,65 barg ,iar temperatura la 73,68 ⁰C. Acest flux cald (S8)
reprezintă partea caldă a schimbătorului E2 și cedează căldură lich idului din baza coloanei, ajung ând
la temperatura de 41,09 ⁰C. ulterior, este trecut pri ntr-un a lt schimbător (E3) pentru a fi racit
suplimentar cu apa de racire pana la temperatura de 35,6 ⁰C. Fluxul de agent termic răcit ( S14) intra
cu presiunea de 11,65 barg si temperatura de 35,6 ⁰C într-un ventil de laminare V1 unde scade
presiunea la 11,25 barg si temperatura la 34,27 ⁰C, după caare reintră în schimbatorul de căldură E1
și reia circuitul de preluare caldură, comprimare, cedare căldură.
În figura 4. 5 este prezentată schema de simulare a coloanei de s eparare propilenă -propan cu
pompă de caldură cu flui de lucru extern pe care am realizat -o cu ajutorul programului de simulare

46
PRO/II.

Figura 4.5 Schema de simulare a coloanei de fracționare propilenă -propan folosind pompă
de caldură cu fluid de lucru extern

Tabelul 4.10 Parametrii de operare a coloanei de fracționare propilenă -propan folosind pompă de
caldură cu fluid de lucru extern

Compozi ția fluidului de lucru extern utilizat în pompa de c ăldura este :
– 2,5 % mole tan
– 97% mol propan
– 0,5% mol izobutan

Parametru Valoare
Nr. To tal de talere teoretice 95
Nr. talerului de alimentare 51
Presiunea de operare la vârf 20,5 barg
ΔP coloană 1,05 bar
Rație e reflux 24,82

47
Tabel 4.11 Bilanț material pentru coloana de separare propilenă -propan folosind pompă de caldură cu
fluid de lucru extern
Nume flux/
Parametru ALIMENTARE B_1 D_1 REFLUX Vapori
de
stripare
(S10) PROPILENĂ PROPAN
Temperatura
, ⁰C 55 61,66 52,38 46,50 61,80 46,50 61,80
Presiune,
barg 25 21,44 20,50 20,5 21,44 20,50 21,44
Debit masic,
kg/h 10718,7 57911,74 153872,86 147910,41 53078,67 5962,45 4753,79
Debit molar,
kmol/h 249,4 1318,12 3642,66 3501,51 1209,92 141,15 108,20
Debite parțiale , kmol/h
Propilenă 138,56 105,45 3351,25 3221,39 96,79 129,86 8,66
Propan 110,85 1212,67 291,41 280,12 1113,12 11,29 99,54
Compoziție, % mol
Propilenă 55,56 8 92 91,65 8 92 8
Propan 44,44 92 8 8,35 92 8 92

Tabelul 4.12 Parametrii de operare schimbat or caldura (E1) – vaporizator pentru fluidul de lucru extern
Parametru Parte caldă Parte rece
Intrare (S2) Ieșire (S6) Intrare (S12) Ieșire (S5)
Debit kmol /h 3642,66 3642,66 5000 5000
Temperatura, ⁰C 52,38 46,50 34,27 72,02
Presiune, barg 20,50 20,50 11,26 11,26
ΔP 0 0
Coeficient global de
transfer termic,KW/m2°C 1,9
Sarcina termică,MKW/h 4*10-3

Tabelul 4 .13 Parametrii de operare ai schimbator ului de caldura (E2) – refierbător -vaporizator
Parametru Parte caldă Parte rece
Intrare (S8) Ieșire (S11) Intrare (S3) Ieșire (S9)
Debit kmol /h 5000 5000 1141,14 1141,14
Temperatura, ⁰C 73,68 41,09 61,66 61,80
Presiune, barg 11,66 11,66 21,44 21,44
ΔP 0 0
Coeficient global de transfer
termic,KW/m2°C 0,65
Sarcina termică,MKW/h 8,6*10-3

48
Tabelul 4 .14 Parametrii de operare ai schimbator ului de caldura (E3) – răcitor suplimentar
Parametru Parte caldă Parte rece (apă de răcire)
Intrare (S11) Ieșire (S14) Intrare Ieșire
Debit 5000 5000 37392 37392
Temperatura, ⁰C 41,091 35,600 28,000 28,000
Presiune, barg 11,655 11,655 – –
ΔP 0 0
Coeficient global de
transfer termic,KW/m2°C 0,75
Sarcina termică,MKW/h 1,25*10-2

Tabelul 4 .15 Parametrii de operare ai compresor ului
Parametru Intrare Iesire
Temperatura, ⁰C 72,02 73,68
Presiune, barg 11,26 11,66
% mol vapori 100 100
Putere, KW
Teoretică 109,48
Reală 145,97

Coloana are rolul de a separa propilena de propan cu un grad de recuperare d e 92%. Pentru a
realiza aceast ă recuperare s -au folosit urm ătoarele specificații prezente în figura de mai jos:

Figura 4.6 Specificațiile coloanei de separare propilenă -propan folosind pompă de caldură cu
fluid de lucru extern

49

4.3 SIMULAREA COLOAN EI CU POMPA DE CĂLDU RĂ FOLOSIND CA FLUID
DE LUCRU PRODUSUL DE BAZĂ AL COLOANEI
În simularea coloanei de fracționare pro pilenă -propan folosind ca fluid de lucru p rodusul de bază
se utilizează o coloană care echipată cu 95 de talere teoretice, alimentarea find introdusă pe talerul 51.
Materia prima intră in coloană cu o presiune de 25 de barg la o temperatură de 55 ⁰C având
un debit de 249,4 kmol/h. Produsul de bază al coloanei (B_1) al coloanei are temperatura de 61,24 ⁰C
si presiunea de 21,44 barg. B_1 intră într -un divizor de flux unde o parte reprezintă produsul de bază
(propanul) iar restul va intra in schimbatorul d e caldură E2 cu rol de răcitor suplimentar cu temperatura
de 61,24 ⁰C si presiunea de 21,44 barg si se racește până la 61 ⁰C (fluxul S8) .
Fluxul S8 intră in ventilul de laminare cu presiunea de 21,44 barg, temperatura de 61 ⁰C si
iese fluxul S9 cu tempe ratura de 45,3 ⁰C si presiunea de 14,94 barg. Datorită scăderii presiunii pe flux
în ventilul de laminare, acest flux se vaporizeză partial. Ulterior fluxul de produs de bază partial
vaporizat realizeză schimb de caldură cu produsul de vârf al coloanei , în schimbătorul E1, crescând u-
i temperatura la 45,42 ⁰C și vaporizându -se în totalitate . Fluxul S10 (vaporizatul ) este introdus într-
un compresor C1 cu temperatura 45,42 si presiunea 14,94 ⁰C si la ieșire fluxul S11 are temperatura
de 61,37 ⁰C si presiune a de 21,44 barg.
Acest flux va reintra in coloană ca vapori de stripare. În schimbatorul de caldura E1 partea
calda D_1 se racește de la 52,38 ⁰C la 46,5 ⁰C si presiunea scade de la 20,5 barg la 20 barg. În
continuare produsul de vârf este racit pana la temperatura de 40 ⁰C folosindu -se aer si va intra într -un
divizor de flux unde este impărțit in produsul de vârf (propilena) si refluxul coloanei.
În figura 4.7 este prezentată schema de simulare a coloanei de fracționare propilenă – propan
echipată cu po mpă de căldură ccare folosesște ca fluid de lucru produsul de bază al coloanei.
În continuare, în tabelele 4.16-4.22 sunt prezentați parametrii de operare ai coloanei,
schimbătoarelor de căldură și compresorului afferent pompei de căldură.

50

Figura 4.7 Schema de simulare a coloanei de fracționare propilenă -propan folosind ca fluid de
lucru produsul de bază al coloanei

Tabelul 4.16 Parametrii de operare ai coloanei de fracționare propilenă -propan folosind ca fluid
de lucru produsul de b ază al coloanei
Parametru Valoare
Nr. Total de talere teoretice 95
Nr. talerului de alimentare 51
Presiunea de operare la vârf 20,5 barg
ΔP coloană 1,05 bar
Rație e reflux 13,21

51
Tabelul 4.17 Bilanț material pentru coloana de separare propilenă -propan folosind ca fluid de lucru
produsul de bază al coloanei

Tabelul 4 .18 Parametrii de operare schimbator caldura (E1) – vapori distilat – produs de bază

Tabelul 4 .19 Parametrii de operare schimbator caldura (E2) răcitor suplimentar produs de bază
Parametru Parte caldă Parte rece (apă de răcire)
Intrare (S7) Ieșire (S8) Intrare Ieșire
Debit kmol /h 2812,46 2812,46 89 89
Temperatura, ⁰C 61,24 61,00 28 45
Presiune, barg 21,44 21,44 –
ΔP 0 0
Arie,m2 88,94
Coeficient global de transfer
termic,KW/m2°C 0,65
Sarcina termică,MKW/h 5*10-4 Nume flux/
Parametru ALIMENTARE B_1 D_1 REFLU X Vapori
de
stripare
S11 PROPILENĂ PROPAN
Temperatura,
⁰C 55 61,24 52,38 40 61,37 40 61,24
Presiune,
barg 25 21,44 20,50 20 21,44 20 21,44
Debit masic,
kg/h 10718,70 128107,49 84623,27 78658,74 18837,94 5964,53 4745,92
Debit molar,
kmol/h 249,40 2931,29 2003,31 1862,11 2812,46 141,2 108,20
Debite parțiale, kmol/h
Propilenă 138,56 341,12 1843,22 1713,30 326,51 129,92 12,56
Propan 110,85 2590,17 160,09 148,81 2485,95 11,28 95,64
Compoziție, % mol
Propilenă 55,56 11,64 92,01 92,01 11,81 92,01 11,61
Propan 44,44 88,36 7,99 7,99 88,39 7,99 88,39
Parame tru Parte caldă Parte rece
Intrare (D_1) Ieșire (S4) Intrare (S9) Ieșire (S10)
Debit kmol /h 2003,31 2003,31 504,89 504,89
Temperatura, ⁰C 52,38 46,5 45,30 45,42
Presiune, barg 20,5 20 14,940 14,940
ΔP 0 0
Arie,m2 1110,63
Coeficient global de trans fer
termic,KW/m2°C 1,9
Sarcina termică,MKW/h 6,8*10-3

52

Tabelul 4 .20 Parametrii de operare schi mbator caldura (E3) – răcitor suplimentar COOLER

Tabelul 4 .21 Parametrii de operare ai compresor ului
Parametru Intrare (S10) Iesire (S11)
Temperatura, ⁰C 45,42 61,37
Presiune, barg 14,94 21,44
% mol lichid 14,19 15,26
% mol vapori 85,81 84,74
Putere , KW
Teoretică 441,20
Reală 441,20

Tabelul 4 .22 Paramet rii de operare ai vasului de reflux

Coloana are rolu l de a separa propilena de propan cu o puritate de 92%. Pentru a realiza aceast ă
separare s-au folosit urm ătoarele specificații prezent ate în figura de mai jos:
Parametru Parte caldă Parte rece (aer)
Intrare (S4) Ieșire (S2) Intrare Ieșire
Debit 2003,31 2003,31 7372 7372
Temperatura, ⁰C 46,5 40 30 38
Presiune, barg 20 20 – –
ΔP 0 0
Arie, m2 2,04
Coeficient global de transfer
termic,KW/m2°C 0,65
Sarcina termică,MKW/h 3,13*10-5
Temperatura, ⁰C 40
Presiune, barg 20
Cădere de presiune, bar 0
Fracții moli lichid 0,35
Fracții moli vapori 0,65
Tip flash adiabatic

53

Figura 4.8 Specificațiile coloanei de separare propilenă -propan propan folosind pompă de
caldură externă

54
5. CONCLUZII
Scopul lucrării a fost studiul asupra reducerii consumurilor energetice la coloana de separare
propilenă -propan.
În capitolul 2 am vorbit despre utilizarea pompelor de caldură in instalații de distilare,
generalități ale pompelor, procesul de fracționare și includerea pompelor de caldură în fracționare.
În capitolul 3 am prezentat instalatia Gascon -Merox, fluxul tehnologic al instalației, coloana
de fracționare propilenă -propan și modelarea mate matică a procesului.
În capitolul 4 am simulat in programul PRO / II funcționarea coloanei de fracționare propilenă –
propan folosind date din industrie .Coloana de unde am obținut datele avea 105 talere reale, am
calculat eficacitatea medie și am obținut 95 de talere teoretice. Alimentarea a fost pe talerul 27,
presiunea de operare la vârf 20,3 barg, căderea de presiune pe coloană 1,05 bar, rația de reflux 24,3 și
puritațile distilatului și produsul de bază de 92%. Utilizând un coeficie nt global de transfer termic de:
– 1,5 KW/m2°C pentru refierbător am obținut aria de 63,5 m2
– 0,75 KW/m2°C pentru condensator am obtinut aria de 1343 m2.
Sarcina termică a refierbătorului a fost 7,5*10-3 MKW/h si a condensatorului 7,7*10-3 MKW/h având
o sarcina totala de 15 ,2*10-3. MKW/h .
În capitolul 4.1 am simulat funcționarea coloanei de fracționare propilenă -propan folosind ca
fluid de lucru produsul distilat .Am calculat eficacitatea medie și am obținut 95 de talere teoretice.
Alimentarea a fost pe talerul 51, presiunea de operare la vârf 20,5 barg, căderea de presiune pe coloană
1,05 bar, rația de reflux 15,83 și puritațile distilatului și produsul de bază de 92%. Utilizând un
coeficient global de transfer termic de :
– 0,75 KW/m2°C pentru schimbatorul de ca ldura cu rol de refierbător -vaporizator am
obținut aria de 141 m2
– 0,65 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldură cu rol de răcitor suplimentar am obtinut
aria de 427 m2.
Sarcina termică schimbatorului de caldură cu rol de refierbător -vaporizator a fost 2 *10-3
MKW/h si a schimbatorului de caldură cu rol de răcitor suplimentar 7,2*10-3 MKW/h având o
sarcina totala de 9,2*10-3 MKW/h.
În capitolul 4.2 am simulat funcționarea coloanei de fracționare propilenă -propan folosind
pompă de caldură cu fluid de lucru extern . Am calculat eficacitatea medie și am obținut 95 de talere
teoretice. Alimentarea a fost pe talerul 51, presiunea de operare la vârf 20,5 barg, căderea de presiune
pe coloană 1,05 bar, rația de reflux 24,82 și puritațile distilatului și produsul de bază de 92%. Utilizând
un coeficient global de transfer termic de :
– 1,9 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldură (E1) – vaporizator pentru fluidul de lucru
extern am obținut sarcina termică 4*10-3 MKW/h

55
– 0,65 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldură (E2 ) – refierbător -vaporizator am obtinut
sarcina termică 8,6*10-3 MKW/h
– 0,75 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldură (E3) – răcitor suplimentar am obtinut
sarcina termică 1,25*10-2 MKW. Sarcina totala a fost de 25,1*10-3 MKW/h.
În capitolul 4.3 am sim ulat funcționarea coloanei de fracționare propilenă -propan folosind ca
fluid de lucru produsul de bază . Am calculat eficacitatea medie și am obținut 95 de talere teoretice.
Alimentarea a fost pe talerul 51, presiunea de operare la vârf 20,5 barg, căderea d e presiune pe coloană
1,05 bar, rația de reflux 13,21 și puritațile distilatului și produsul de bază de 92%. Utilizând un
coeficient global de transfer termic de :
– 1,9 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldura (E1) – vapori distilat – produs de bază am
obțin ut aria 1110,63 m2 si sarcina termică 6,8*10-3 MKW/h ,
– 0,65 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldură (E2) răcitor suplimentar produs de bază
am obtinut aria de 88,94 m2 și sarcina termică 5*10-4 MKW/h si
– 0,65 KW/m2°C pentru schimbatorul de caldură (E 3) – răcitor suplimentar COOLER am
obtinut aria de 2,04 m2 si sarcina termică 3,13*10-5 MKW.Sarcina totala de 7,33*10-3 MKW/h.
În urma studiului efectuat am constatat că variantele de pompe de caldură cu utilizarea
produsului de bază ca fl uid de lucru si utilizarea vaporilor de distilat ca fluid de lucru sunt echivalente
din punct de vedere al consumurilor energetice(sarcinile termice totale). Diferența intre cele două
constă in faptul că in cazul uitlizarii vaporilor de distilat ca fluid d e lucru ariile schimbătoarelor de
caldură sunt mult mai mici decât ariile schimbatoarelor de căldura implicate în variante in care se
utilizează produs de baza ca fluid de lucru.
Rezultatele variantei de simulare in care se utilizează fluid de l ucru extern pentru pompa de
caldură arata ca este necesară o cantitate foarte mare de agent de lucru ceea ce implică sarcini ridicare
si arii foarte mari ale schimbatoarelor de caldură.
In ceea ce privește instalația convențională din industrie s e poate observa că rezultatele simularii
pentru această variantă arată o sarcină termică totală de două ori mai mare decât sarcinile termice ale
variantelor cu pompa de caldură folosind fluid de lucru vapori de distilat si respectiv produsul lichid
de baz ă.

56

6. BIBLIOGRAFIE:
1. Annual Energy Outlook 2017 with projections to 2050, Energy Information
Administration;
2. https://ec.europa.eu/clima/citizens/eu_ro ;
3. http://particip.gov.md/public/files/Moldova_2020_ROM.pdf
4. Olujic Z, Fakhri F, de Rijke A, De Graauw J, Jansens PJ. Internal heat integration —
the key to an energy -conserving distillation column. J . Chem . Technol . Biotechnol .
2003;78:241 –8.
5. Naito K, Nakaiwa M, Huang K, Endo A, Aso K, Nakanishi T, et al. Operation of a
bench -scale ideal heat integrated distillation column (HIDiC): an experimental study.
Comput Chem Eng 2000;24:495 –9.
6. Nakaiwa M, Huang K, Endo A, Ohmori T, Akiya T, Takamatsu T. Internally
heatintegrated distillation columns: a review. Trans Inst Chem Engrs 2003;81:162 –77.
7. Horiuchi K, Yanagimoto K, Kataoka K, Nakaiwa M, Iwakabe K, Matsuda K. Energy
saving characteristics of the internally heat integrated distillation column (HIDiC) pilot
plant for multicomponent petroleum distillation. J Chem Eng Jpn 2008;41:771 –8.
8. Olujic Z, Sun L, de Rijke A, Jansens PJ. Conceptual design of an internally heat
integrated propylene –propane splitter. Energy 2006;31:3083 –96
9. Takamatsu T, Tajiri A, Okawa K. In proceedings of the chemical engineering
conference of Japan, Nagoya; 1998. p. 628 –9.
10. Maiti D, Jana AK, Samanta AN. A novel heat integrated batch distillation scheme.
Appl Energy 2011;88:5221 –5.
11. Maiti D. Heat integrated batch distilla tion with a jacketed reboiler. PhD Thesis, Indian
Institute of Technology, Kharagpur; 2013.
12. Jana AK. Advances in heat pump assisted distillation column: A review. Energ y
Conversion and Management 77, 2014, 287–297.
13. Honeywell, HC900 Hybrid Control Designer -Function Block Reference Guide,
Revision 4 Sept. 2003
14. Honeywell, Hybrid Control Designer Software Specification, 2005

15. Marinoiu V., Paraschiv N., Automatizarea proceselor chimice , vol. 1, Editura
tehnica, Bucuresti, 1992;
16. Marinoiu V. , Paraschiv N. , Automat izarea proceselor chimice , vol. 2, Editura
Tehnica, Bucuresti, 1992;

57
17. Marinoiu V., Paraschiv N., Patrascioiu C., Conducerea cu calculatorul a procesului
de separare a propene i, Revista de chimie, 37, Nr. 11, 1986;
18. Marinoiu V., Paraschiv N., Sistem automat e voluat pentru procesul de separare a
propenei de chimizare, Revista de chimie, 42, Nr. 8 -9, 1991;
19. Stratulă C. , Fracționarea, principii și metode de calcul , Editura Tehnică,
București,1986;
20. Z. Fonyo, Thermodynamic analysis of rectification I. Reversible mod el of rectification.
Int. Chem. Engng 14, 18 -27 (1974a).
21. Z. Fonyo, Thermodynamic analysis of rectification II. Finite cascade models. Int.
Chem. Engng 14, 203 -210 (1974b).
22. I. Meszaros and Z. Fonyo, Design strategy for heat pump assisted distillation syte ms.
Heat Recovery Systems 6(6), 469 -476 (1986).
23. P. Mizsey, Z. Fonyo and L. Zhang, Energy integrated separation design enhanced by
heat pumping: the retrofitting case, Proceedings of Research Activities on Advanced
Heat Pumps, pp. 409 -416, Graz (1990).
24. P. Le Goff and J. Labidi, The concept of 'reverse -fractional -distillation' exergy analysis
and applications. Distillation and Absorption 1992, pp. B55 -B68.
25. P. Le Goff, P. M. Ranger and M. R. Jeday, Modelling of a 'reverse -rectification
absorption heat pump, Lecture on Research Activities on Advanced Heat Pumps, Graz
(1988).
26. E. Wallin, P. A. Franck and T. Bertsson, Heat pumps in industrial processes –An
optimisation methodolgy. Heat Recovery Systems & CHP, 10(4), 437 -446 (1990).
27. F. Ziegler and P. Riesch, Ab sorption cycles a review with regard to energetic
efficiency. Heat Recovery Systems & CHP 13(2), 147 -159 (1993).
28. H. Liidecker, Wirtschaftliche Einsatzbereiche von W/irmepumpen – und
Mehrstufenschaltungen in der Rektifizier – teehnik, PhD. dissertation, Berl in (1985).
29. H. Lfideeker and H. Gelbe, Economic applications of heat pumps and multicolumn
heat integrated systems in distillation processes. Chem. Ing. Techn $8, 847 -855 (1986).
30. A. Jernquvist, K. Abrahamson and G. Aly, On the efliciencies of absorption he at
transformers. Heat Recovery Systems & CHP 12(4), 323 -334 (1992).
31. Z.Fonyo , P.Mizsey , Economic application of heat pumps in integrated distillation
systems , Heat Recovery Systems and CHP, Volume 14, Issue 3, May 1994, Pages 249 –
263.