. Utilizarea Regulatoarelor Pid In Modelarea Si Simularea Procesului DE Cracare Catalitica

PARTEA I

1. Obiectivul proiectului. Prezentarea generală a proiectului

Obiectivul proiectului [1, 2, 6]: Lucrarea de față are ca scop modelarea și simularea procesului de cracare catalitică cu ajutorul regulatoarelor PID (Proporțional-Integral-Derivativ).

Prezentare generală:

Procesul de cracare constă în ruperea moleculelor cu catene lungi, în hidrocarburi cu un număr mai mic de atomi de carbon în moleculă. Aceasta se realizează folosind presiuni mari și temperaturi, în lipsa unui catalizator sau presiuni (0.5-1.5 atm) și temperaturi (450-5800C) mici, în prezența unui catalizator.

Sursa de molecule cu catene lungi o reprezintă fracțiile de aromate sau cele de benzină obținute prin distilarea fracționată a petrolului. Aceste fracții sunt obținute sub formă lichidă dar sunt din nou supuse vaporizării înainte de cracare.

În reactor au loc mai multe reacții de cracare. Hidrocarburile se rup întâmplător pentru a produce diverse combinații de hidrocarburi cu un număr mai mic de atomi de carbon, dintre care unele au legături de carbon duble. Etenele și propanii sunt importante în fabricarea materialelor plastice sau ca materii prime în producerea unor substanțe organice. Octanii sunt unii din moleculele care intră în compoziția petrolului.

Procesele endoterme de cracare au la bază reacții de scindare a legăturii C-C favorizate termodinamic de regimuri termice ridicate.

Reacțiile de cracare pot fi descrise de ecuații generale de forma:

Cracarea parafinelor(alcanilor):

; ;

Cracare olefinelor(alchenelor):

; ;

Cracarea aromatelor:

În plus mai au loc reacții de izomerizare, condensare, disproporționare, a olefinelor inferoare și transfer de alchil la aromate.

În funcție de condițiile în care se realizează cracarea, pot exista următoarele tipuri:

– cracare termică

– cracare catalitică

În cadrul cracării termice, descompunerea parafinelor cu greutate moleculară mare nu poate fi dirijată în măsura dorită. Este inevitabilă apariția unor reacții secundare, iar ruperea legăturii C-C nu poate fi limitată la locuri determinate în moleculă. Dacă cracarea se face în prezența unor catalizatori (silicate de aluminiu) atunci scindarea catenei parafinelor devine mai selectivă, având loc mai ales în mijlocul moleculei. În același timp se produce și izomerizarea mai pronunțată a materiei prime precum și a fragmentelor de scindare, care au ca urmare, obținerea benzinelor de calitate superioară (cu cifra octanică peste 80), acesta fiind și scopul principal al cracării catalitice.

Avantajele cracării catalitice față de cea termică sunt [6]:

– conținutul în bezină al produsului finit al cracării este mai ridicat decât în cazul cracării termice.

– benzinele rezultate au calități antidetonate superioare (cifra octanică peste 80)

– conținutul în componenți C1 și C2 al gazelor de cracare catalitică este mai redus decât al celor de cracare termică.

– produsele lichide rezultate conțin foarte puțin sulf, deoarece sulful conținut de diferitele substanțe se transformă în hidrogen sulfurat și este eliminat odată cu gazele de cracare.

Ciclul de funcționare continuă a instalației de cracare catalitică se ridică uneori până la peste 400 de zile, pe când la instalațiile de cracare termică este de numai 30 – 50 de zile. Investițiile necesare pentru construirea unei instalații de cracare termică reprezintă 50-70% din cele necesare pentru construirea unei instalații de cracare catalitică cu aceeași capacitate, în schimb capacitatea de prelucrare a unei instalații de cracare termică este de cinci ori mai mică față de cea catalitică.

În urma procesului de cracare catalitică sunt separate următoarele fracțiuni:

– o fracție gazoasă care conține 70-90% hidrocarburi C3-C4 cu grad de nesaturare variabil. Fracția C3 conține peste 60% propenă iar C4 aproximativ 40% butane și 40-55% butan. Fracția C4 poate fi alimentată la instalația de cracare;

– o fracție de benzină cu final de distilare 1950C utilizabilă în compoziția benzinelor auto, a celor de avion și ca sursă de aromate BTX (benzene, toluene, xylene) .

Are o cifra octanică cuprinsă între 86-93 și o densitate relativă 0.72-0.77. Conține parafine între 45-50%, alchene 8-15%, naftene 7-15%, aromate 20-30%;

– o fracție ușoară cu temperatura de fierbere între 195-2800C, utilizabilă drept combustibil Diesel;

– fracție de motorină medie cu temperatura de fierbere cuprinsă între 280-4200C, bogată în aromate polinucleare, se poate folosi pentru obținerea negrului de fum;

Concluzii: Cracarea catalitică este un proces complex datorită miilor de componenți individuali din materia primă și din produși. Determinarea unor modele cinetice fundamentale care să urmărească toți componenții nu a fost încă realizată, nefiind probabil nici necesară. În studiile de cinetică ale cracării catalitice compoziția amestecului este grupată, după diferite criterii, în pseudocomponenți, reprezentând clase importante de hidrocarburi. S-au dezvoltat astfel modele care descriu conversia globală a unor astfel de grupuri moleculare. Cu cât numărul de pseudocomponenți crește cu atât crește acuratețea descrierii, dar și complexitatea descrierii matematice.

2. Istoricul procesului

În anul 1857, România a fost înregistrată în statistica mondială ca prima țară producătoare de țiței (cu o producție de 1977 barili). În acest an a fost pusă în funcțiune la Ploiești o instalație de distilare a țițeiului, de către Marin Mehedințeanu. Începând cu aprilie 1857 orașul București a fost iluminat de lămpi de petrol lampant, fiind primul oraș din lume iluminat public cu un astfel de produs [2].

De mai bine de 60 de ani cracarea catalitică constituie unul din principalele procese din industria prelucrării țițeiului, benzina devenind de-a lungul anilor cel mai important produs al acesteia. Sub presiunea unor factori economici (valoare mare pe unitatea de produse și volum mare de producție), procesul de cracarea catalitică a cunoscut o spectaculoasă evoluție, deși nu se poate afirma nici în prezent că și-a câștigat statutul de tehnologie maturizată.

Destinat fabricării de benzine ca produs principal, procesul de cracare catalitică a fost realizat pentru prima dată în instalații cu reactoare în strat fix, urmate, la scurt timp, în instalații cu catalizator în strat mobil în reactor și regenerator de tip Termofor.

Primul proces comercial de cracare catalitică a fost dezvoltat de către Eugene Houndry în 1920. The Vacuum Oil Company l-a susținut pe Eugene Houndry în dezvoltarea procesului, prima unitate comercială Houndry fiind realizată în 1936. Cantitatea obținută a fost superioară celei obținută prin cracare termică.

Încă din anii 1941 au apărut instalații de cracare catalitică cu strat fluidizat atât în reactor cât și în regenerator. Până în 1943 se găseau 24 de astfel de unități în operare, cu o capacitate totală de 330000 barili pe zi; catalizatorii erau argile tratate cu acizi.

Cracarea în strat mobil de catalizator a fost dezvoltată de Houndry și de Socony – Vacuum Oil Company. În 1941 o astfel de instalație s-a dat în funcțiune la rafinăria Socony – Vacuum Paulsboro, având o capacitate de 500 barili pe zi. În 1943 o instalație de cracare catalitică în strat mobil cu o capacitate de 10000 barili/ zi a fost pusă în funcțiune la rafinăria texană Magnolia Oils Beaumont.

Cracarea catalitică cu catalizator în strat fluidizat a fost comercializată în 1942 de către rafinăria Esso's Baton Rouge. Instalația de cracare de tip II a fost pusă în comercializare în 1943.

Primul riser a fost construit de către Shell la rafinăria Anacortes. În 1952 s-a dat în exploatare prima instalație de tip IV.

Instalațiile de cracare cu aparate de reacție combinate au apărut ca rezultat al căutărilor specialiștilor de a îmbunătăți performanțele instalațiilor de cracare de tip I, în anul 1951 intrând în exploatare prima instalație Ortoflow [20].

De-a lungul timpului, dezvoltarea noilor tipuri de catalizatori a condus la realizarea unor îmbunătățiri substanțiale ale randamentului în benzină, simultan cu o reflectare în modul de proiectare a instalației de cracare catalitică evidențiindu-se 3 categorii de procedee de fabricație:

Instalații de cracare catalitică cu strat fix de catalizator:

Aceste instalații au o serie de neajunsuri legate de neuniformitatea conversiei în reactor (prima fracție este supracracată, iar ultima are o conversie redusă) și distribuția neuniformă a temperaturii în timpul combustiei, fapt care limitează temperatura maximă de regenerare. Durata ciclului reacție-regenerare este dictată de cantitatea de cocs rezultat din cracarea materiei prime și de viteza de regenerare prin arderea cocsului depus astfel încât temperatura rezultată să nu distrugă activitatea catalizatorului. Datorită eficienței scăzute, instalațiile din această categorie au fost înlocuite de instalații cu circulație de catalizator.

Instalații de cracare cu strat mobil de catalizator

Aceste instalații utilizează o circulație continuă a catalizatorului, care e constituit din granule sferice cu diametrul de 3-5 mm. Transportul catalizatorului în reactor se face pneumatic, prin insuflare de aer, iar din reactor în regenerator prin cădere liberă. Dezavantajele acestui tip de instalație sunt dimensiunile mari ale particulelor, care limitează viteza de transfer de masă și de energie. Zestrea mare de catalizator determină creșterea timpului de răspuns a sistemului la schimbările catalizatorului, ceea ce limitează capacitatea instalației de a face față variațiilor materiei prime și a specificației produșilor. Circulația rapidă a granulelor catalitice conduce la o eroziune accentuată a catalizatorului și pierderea unei cantități însemnate din aceasta sub formă de praf. Acest lucru este avantajos deoarece se elimină tocmai stratul superficial al granulelor pe care se depun preferențial metale grele din materia primă (aceste metale otrăvesc catalizatorul).

Instalațiile de cracare în strat fluidizat

Avantajul față de instalațiile în strat mobil este că lucrează cu particule de catalizator de dimensiuni mici (microsfere de 1-3μm), existând posibilitatea de a modifica viteza de circulație a solidului în limite mai largi iar fluidele și solidele putându-se amesteca rapid îmbunătățesc substanțial transferul termic [18]. Un alt avantaj este că instalația operează la temperaturi mai ridicate odată cu scăderea raportului catalizator/materie primă. Atât cracarea cât și regenerarea se fac în strat fluidizat într-un reactor, respectiv un regenerator. În fiecare din utilaje sunt montate în partea superioară o serie de cicloane în vederea separării prafului de catalizator de produsele de cracare și de gazele de ardere. La începutul anilor ‘60 s-au introdus catalizatorii zeolitici cu activitate ridicată. Acest lucru a condus la apariția reactorului de tip riser (riser-cracker) în care vaporii de reactant și catalizator circulă în echicurent.

Avantajele instalației de cracare în strat fluidizat sunt următoarele [19]:

– conversie ridicată și timp de contact reactant/catalizator scurt,

– producție mărită de benzină datorită unor regimuri de curgere de tip piston,

– utilizarea eficientă a activității ridicate a catalizatorilor zeolitici,

– formarea de produși lichizi este mărită iar cea de cocs este redusă.

3. Studii preliminare

Realizarea oricărui obiectiv de investiții presupune parcurgerea următoarelor etape [11, 12]:

preinvestiția – cuprinde totalitatea lucrărilor de studii, cercetare, proiectare pentru pregătirea investiției;

investiția propriu-zisă – în care se realizează toate lucrările de proiectare, construcție și montaj până la recepția preliminară pe șantier a instalației;

punerea în funcțiune și atingerea parametrilor proiectați .

3.1 Studiu de marketing

Este un studiu de piață care urmărește evoluția producției, consumului și a prețurilor de vânzare pentru un anumit produs într-un anumit teritoriu sau pe plan mondial. Sursele de documeniu sau pe plan mondial. Sursele de documentare sunt revistele de specialitate cu pondere economică, informațiile transmise de agențiile economice internaționale etc.

3.1.1 Capitalul total investit și capitalul fix investit

capitalul fix investit (CFI) reprezintă costurile alocate pentru realizarea procesului:

costurile directe (CD) + costurile indirecte (CI) = 100 milioane $

capitalul total investit (CTI) este reprezentat de

CFI + CC (capitalul circulant) = ( 100+20) milioane $

3.1.2 Costurile directe

1. Costurile cu echipamentul montat în fluxul tehnologic:

echipamentul achiziționat: aparatele și utilajele pentru formarea fluxului tehnologic, echipamente de rezervă (20-40% din CFI, se ia 20%) = 20 milioane $;

instalarea echipamentelor achiziționate: izolații, vopsiri (7-26% CFI, se ia 7%, sau 35-40% din costul utilajelor, estimat la 14 milioane $) = 7 milioane $;

montarea și calibrarea aparatelor, controlul lor: (2,5-7,5% din CFI, se ia 2.5%) = 2,5 milioane $;

țevăria: vane, conducte, robineți (3-15% din CFI, se ia 3%) = 3 milioane $;

echipamente electrice și materiale auxiliare: fire, cabluri, izolații electrice, întrerupătoare, panouri (3-19 % din CFI, se ia 3%) = 3 milioane $.

2. Costuri în afara instalației de flux tehnologic:

clădiri: fundații, căi de acces, ascensoare (există posibilitatea ca aceste costuri să fie trecute la cele legate direct de flux) (6-20% din CFI, se ia 6%) = 6 milioane $;

clădiri auxiliare: cantină, cabinet medical, garaje, posturi de pază și control, remiza PSI, laboratoare de cercetare și control (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

ateliere de întreținere: mecanic, electric (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

clădiri pentru alte servicii: stații de încălzire sau răcire, de ventilație, aer instrumental, ape reziduale și tehnologice, comunicații interne și cu exteriorul (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

cheltuieli cu terenul: amenajări, împrejmuiri, căi de legătură, parcări, arhitectură (1,5-5% din CFI, se ia 1,5%) = 1,5 milioane $;

servicii și instalarea lor: (8-35% din CFI, se ia 8%) = 8 milioane $;

utilități: abur, apă potabilă și industrială, frig, energie electrică, uleiuri, combustibili, ape reziduale (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

aparatură anexă: turnuri de răcire, instalații de încălzire, stații de transformare și redresare, parcuri de rezervoare (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

aparatură ce nu face parte din procesul tehnologic: medicală, de protecție a muncii, de stingere a incendiilor, de salvare, de laborator, transport și comunicații interne (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

ambalarea și distribuția materiilor prime și a produselor: (1,143% din CFI) = 1,143 milioane $;

cheltuieli cu achiziționarea terenului: (1% din CFI) = 1 milion $.

3.1.3 Costurile indirecte

Costurile indirecte sunt costurile care nu apar direct în procesul tehnologic (15-30% din CFI, se ia 20%) = 20 milioane $;

aprobări și inginerie: costul pentru proiectări, multiplicări, avize, modelări, simulări, consultanță, studii, schimburi de experiență, vizite de studiu sau de informare (4-20% din CFI, se ia 10%) = 10 milioane $;

aparatură și echipamente de construcții: (1,35% din CFI) = 1,35 milioane $;

vizarea construcțiilor: (0,3% din CFI) = 0,3 milioane $;

securitate, pază și protecție medicală: (0,7% din CFI) = 0,7 milioane $;

aprobări, licențe, taxe, subvenții: (0,3% din CFI) = 0,3 milioane $;

taxe de contractare și subcontractare: (1-5% din CFI, se ia 1%) = 1 milion $;

rezerve pentru corectarea unor erori: de estimare, de proiectare, achiziții și management (5-20% din CFI, se ia 5%) = 5 milioane $.

3.1.4 Capitalul circulant

Capitalul circulant reprezintă fondurile alocate pentru funcționarea curentă a instalației (10-20% din CFI, se ia 20 %) = 20 milioane $.

materia primă: pentru o perioadă dată (6% din CFI) = 6 milioane $;

produse finite și semifabricate: stocate pentru aceeași perioadă (3% din CFI) = 3 milioane $;

materiale auxiliare: (3% din CFI) = 3 milioane $;

fonduri lichide: pentru salarii, deplasări (3% din CFI) = 3 milioane $;

taxe curente: (7% din CFI ) = 7 milioane $;

costuri de pornire: modificări de proces, forță de muncă suplimentară, specialiști, pierderi de producție (4,3% din CFI) = 4,3 milioane $.

3.1.5 Planificarea câștigurilor

câștigul:

total intrări – costuri de producție totale = (120 – 92,7) = 27,3 milioane $,

adică 22,75% din CFI investit anual; deci în 3-4 ani se poate amortiza această investiție.

costul de producție:

costul operării + costuri generale = (82,7 + 10) = 92,7 milioane $;

– costul operării = costuri directe (CD) + costuri fixe (CF) =

= (22,7 + 60) = 82,7 milioane $

– costuri fixe = 22,7 milioane $:

– amortizarea (10% din CFI, se ia 10%) = 10 milioane $;

– asigurări (1-4% din CFI, se ia 2%) = 2 milioane $;

– chirii (0.7% din CFI) = 0,7 milioane $

– profit (10% CFI) = 10 milioane $.

costurile generale sunt reprezentate de cheltuieli administrative + cheltuieli de desfacere și vânzare + cheltuieli de cercetare și dezvoltare + cheltuieli cu reclama = (1 + 2 + 6 + 1 + 1) = 10 milioane $

3.2 Studiul de prefezabilitate

Acest studiu conține o analiză preliminară a posibilităților de a realiza instalația chimică în condițiile concrete ale unei anumite zone geografice. Orientează asupra oportunității realizării produsului. Sunt estimate condițiile asigurării cu materii prime, tehnologiile disponibile, consumul intern și posibilitățile de desfacere. Este întocmit de firme specializate de inginerie. La această parte contribuie specialiști din mai multe domenii. Aici se va stabili dacă amplasarea instalației este potrivită din punct de vedere geografic, dacă se poate trage o conductă cu materii prime prin acea zonă, se va stabili modul de transport al materiei prime precum și modul de aprovizionare. După efectuarea acestui studiu se va obține, sau nu, aprobarea pentru a construi instalația [2].

3.3 Studiul de soluție tehnologică. Alegerea variantei optime

Apare ca o continuare a studiului de marketing și a celui de fezabilitate concentrându-se asupra tehnologiilor disponibile. Prezintă o analiză critică comparativă a acestora cu recomandarea celei optime pe baza conversiei, selectivității și randamentului. Conține scheme tehnologice de principiu, consumuri de materii prime și utilități, dimensionarea utilajelor cheie.

În dezvoltarea industrială a procesului de cracare catalitică s-au evidențiat în timp 3 categorii de procedee, care diferă în special prin modul de folosire al catalizatorului [21]:

Instalațiile de cracare cu strat fix de catalizator.

Dificultățile întâmpinate au demonstrat necesitatea funcționarii ciclice a procesului reacție-regenerare, precum și a prelucrării căldurii în etapa de regenerare.

Instalația de cracare catalitică cu strat fix de catalizator prezintă o serie de neajunsuri legate de neuniformitatea conversiei în reactor (prima fracție supracracată iar ultima cu conversie redusă) și distribuția neuniformă a temperaturii în timpul combustiei care limitează temperatura maximă de regenerare. Durata ciclului reacție-regenerare este dictată de cantitatea de cocs rezultat din cracarea materiei prime și de viteza de regenerare prin arderea cocsului depus, astfel ca temperatura rezultată să nu distrugă activitatea catalizatorului. Datorită eficienței scăzute, instalațiile din această categorie au fost înlocuite cu instalații cu circulație de catalizator [3].

Instalațiile de cracare cu strat mobil de catalizator.

Transportul catalizatorului în reactor se face pneumatic, prin insuflare cu aer, iar din reactor în regenerator se realizează prin cădere liberă. Instalațiile de cracare cu strat mobil de catalizator utilizează o circulație continuă a catalizatorului, constituit din granule sferice cu diametrul de 3-5 mm. Deși au reprezentat un pas înainte față de instalațiile de cracare în strat fix s-au constatat și o serie de neajunsuri. Dimensiunile mari ale particulelor limitează vitezele de transfer de masă și energie. Zestrea mare de catalizator determină creșterea timpului de răspuns a sistemului la schimbările catalizatorului ceea ce limitează capacitatea instalației de a face față variațiilor materiei prime și a specificației produșilor. Problemele de proiectare mecanică sunt delicate. Circulația rapidă a granulelor catalitice conduce la o eroziune accentuată a catalizatorului și pierderea unei cantități însemnate din acesta sub formă de praf. Aceasta este însă și avantajos deoarece se elimină tocmai stratul superficial al granulelor pe care se depun preferențial metalele grele din materia primă (care otrăvesc catalizatorul).

Instalațiile de cracare cu catalizator în strat fluidizat.

Acestea prezintă o serie de avantaje față de instalațiile în strat mobil: lucrează cu particule de catalizator de dimensiuni mai mici (microsfere de 1-130 micrometri), există posibilitatea de a modifica vitezele de circulație ale solidului în limite mai largi iar fluidele și solidele putându-se amesteca rapid îmbunătățind substanțial transferul termic; operarea instalației la temperaturi mai ridicate odată cu scăderea raportului catalizator / materie primă. Instalațiile de acest tip necesită realizarea celor două operații principale în aparate diferite. Atât cracarea cât și regenerarea se realizează în strat fluidizat într-un reactor sau regenerator. Există două variante, cu reactorul și regeneratorul combinate, respectiv separate. În cazul acestor instalații se remarcă circuitul închis al catalizatorului între reactor și regenerator. În fiecare din aceste utilaje se află montate, în partea superioară, o serie de cicloane, în vederea separării prafului de catalizator de produsele de cracare și de gazele de ardere.

Temperatura de cracare variază între 4700-5100 C în reactor și între 5800-6400 C în regenerator [5]. Presiunea de lucru este de circa 1,5 atm în reactor și 1,8 atm în regenerator.

Introducerea în practica industrială a catalizatorilor zeolitici mult mai activi decât alumino-silicații a determinat micșorarea timpului de contact necesar și apariția unor instalații cu reactorul tip ‘riser’, care este de fapt un tub de transport pneumatic, în care vaporii de reactant și catalizatorul circulă în echicurent [3].

Fluxul tehnologic al cracării catalitice într-un reactor cu strat fluidizat este următorul:

Fig. 1. Fluxul tehnologic al cracării catalitice

Fig. 2. Clasificarea instalațiilor de cracare catalitică folosite în industria de prelucrare a țițeiului

Tipuri de instalații de cracare catalitică:

Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 1:

Fig. 3. Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 1

Toată masa de catalizator în formă de praf în circulație trece prin reactor și regenerator de jos în sus și se evacuează complet pe la partea de sus împreună cu produsele de reacție în stare gazoasă.

Materia primă se pompează prin serpentinele cuptorului 1 și după aceea vine în contact cu catalizatorul cald regenerat, care e alimentat din buncărul 3 prin conducta verticală 4 în dispozitivul de amestecare 2.

Amestecul de materie primă vaporizată (faza exterioară) cu catalizatorul în formă de praf (faza interioară) intră pe la partea inferioară a reactorului 5. Viteza de mișcare și densitatea curentului de material se aleg astfel încât materia primă să se cracheze cu un randament suficient de bun iar catalizatorul să fie evacuat complet din partea superioară a reactorului.

Produsele de cracare, adică gazele și vaporii se separă de catalizatorul antrenat în cicloanele 6, dispuse în exteriorul reactorului. Din separatoarele 6, produsele de cracare trec la separare în coloana de fracționare 7.

Catalizatorul uzat coboară din buncărul 8 prin conducta 9 spre dispozitivul de amestecare 10. De aici, catalizatorul se transportă cu ajutorul aerului pompat de suflanta 11 pe conducta 12 în regeneratorul 13.

Amestecul care iese pe la partea superioară a regeneratorului, format din produsele de ardere a cocsului de pe catalizator, se separă în cicloanele 14. Catalizatorul regenerat se depozitează în buncărul 3, iar gazele intră prin conducta 15, precipitatorul electric 16 și după aceea prin conducta 17 se evacuează în atmosferă. Catalizatorul captat în precipitatorul electric se încarcă în buncărul 3. Pentru evitarea supraîncălzirii și deteriorării catalizatorului, o parte din acesta se răcește în răcitorul 19. Astfel, catalizatorul circulă în instalație nu numai după circuitul principal închis, ci și după un circuit suplimentar (buncăr 3, dispozitivul de amestecare 18, răcitoarele 19, regeneratorul 13, și cicloanele 14).

Instalația de cracare catalitica în strat fluidizat de tip 2:

Fig. 4. Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 2

Materia primă pompată cu ajutorul pompei 1, prin schimbătoarele de căldură 2 și prin cuptorul tubular 3, este împinsă în primul dispozitiv de amestecare 4, în care, prin conducta verticală 5, coboară catalizatorul cald regenerat. Materia primă se evaporă complet prin amestecare cu catalizatorul cald. Curentul de vapori de materie primă cu particule de catalizator în suspensie intră prin conducta 6 în reactorul 7.

Produsele de cracare, vapori și gaze care ies din stratul fluidizat al reactorului, trec prin separatoarele ciclon și după aceea intră în coloana de fracționare 9. Catalizatorul separat este readus din cicloane prin conducta 10 în reactor mai jos de nivelul fazei dense.

Particulele fine de catalizator, care nu au fost separate în cicloane, sunt antrenate în coloană unde sunt spălate cu motorină grea de cracare catalitică reciclată și apoi intră în decantorul 11. De aici, sedimentul (noroiul) care este antrenat de jetul derivat de materie primă, se întoarce prin conductele 12 și 6 în reactor. Motorina grea decantată de catalizator se evacuează din instalație ca și celelalte produse din coloană.

Pentru grăbirea depunerii particulelor de catalizator, decantarea lor are loc la temperatură ridicată, în timp ce sedimentul se transportă din decantorul 11 cu un lichid rece mai vâscos.

Pe lângă materia primă și reziduu, în reactor se introduce motorină care se recirculă prin conducta 13.

Căldura excedentară a produselor de cracare se folosește pentru încălzirea materiei prime și pentru producerea aburului în cazanul recuperator 14. Acesta din urmă se încălzește cu motorina lichidă, caldă, recirculată care se întrebuințează pentru spălarea vaporilor de particulele de catalizator care sunt antrenate în coloană. Evacuarea catalizatorului se realizează prin spațiul inelar dintre fundul conic interior 15 al reactorului și fundul său conic 16. Înainte de intrarea în conducta de evacuare 17, catalizatorul se stripează cu vapori de apă.

Catalizatorul uzat se transportă cu un curent de aer din al doilea dispozitiv de amestecare 18, în regeneratorul 19. În jumătatea inferioară a regeneratorului, se arde cocsul depus pe suprafața catalizatorului. Catalizatorul regenerat trece prin vasul 20, unde se îndepărtează produsele de ardere cu ajutorul aburului și apoi, prin curgere liberă intră prin conducta 5 în primul dispozitiv de amestecare. Aici se închide traseul de circulație al catalizatorului.

Produsele de ardere care ies prin cicloanele 21 interioare ale regeneratorului, se răcesc în cazanul de abur recuperator 22, trec prin filtrul electric 23 și după aceea ies în atmosferă prin coșul de fum. Înainte de separatorul electric, se injectează apa în curentul de gaze de regenerare (în conducta 24), sau se introduce o cantitate controlabilă de vapori de apă. Particulele mici de catalizator separate în separatorul electric sunt readuse în regenerator cu un curent de aer, prin linia de transport pneumatic 25.

Injectarea apei sau a vaporilor de apă în curentul de gaze de regenerare, după trecerea acestora prin cazanul recuperator se face în scopul: reducerii temperaturii gazelor pentru umectarea lor până la gradul necesar, pentru o funcționare eficace a separatorului electric.

Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 3:

Fig. 5. Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 3: 1 – buncăr pentru catalizator proaspăt; 2 – buncăr pentru catalizator evacuat; 3 – regenerator; 4 – reactor; 5 – cicloane; 6 – coloană de fracționare; 7 – preîncălzitor aer; 8 – suflante de aer; 9 – cazan recuperator; 10 – separator de gaze și recipient reflux; 11 – coloane de stripare; 12 – zona de stripare a rectorului; 13 – vas colector exces gaze.

Face parte din categoria instalațiilor foarte mari; capacitatea de ordinul 6500 t materie primă prelucrată în 24 de ore. În regenerator se ard la 590C, aproximativ 18,5 t cocs (90% C) pe oră, adică aproximativ 6,7% în greutate față de materia primă.

În coloana de fracționare și în decantorul legat de acesta, produsele de cracare se fracționează în cinci fluxuri, din care două se obțin din decantor.

Motorina lichidă grea, care conține particule de catalizator, intră în decantor prin ștuțul central, sudat de fudul al coloanei. Motorina limpezită se evacuează în rezervor pe la partea superioară a decantorului, iar reziduul care se adună în partea sa inferioară se întoarce în reactor.

În reactor sunt dispuse grătarul de distribuție, cicloanele și secția de stripare. În secția de stripare, care se află în centrul jumătății inferioare a părții cilindrice a reactorului, catalizatorul intră prin fante. Vaporii care ies din această secție se unesc la partea superioară a reactorului cu curentul produșilor de reacție. Dimensiunile reactorului sunt înălțime = 21 m, diametrul interior maxim = 9,15 m. Evacuarea catalizatorului din reactor în cantitate de până la 64 t/min se reglează cu ajutorul unui robinet cu sertar montat pe conducta verticală.

Dimensiunile regeneratorului sunt înălțimea totală = 27,45 m, diametrul interior = 16,9 m (în secțiunea utilă a părții cilindrice a aparatului căptușit în interior). Catalizatorul este împins în partea de jos a regeneratorului de curentul de aer, printr-o conductă având un diametru de aproximativ 2,6 m.

Catalizatorul regenerat coboară prin dispozitivele de amestecare cu materia primă, prin două conducte verticale cu robineți cu sertare, cu ajutorul cărora se reglează capacitatea lor de trecere.

Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 4:

Fig. 6. Instalația de cracare catalitică în strat fluidizat de tip 4: 1 – reactor; 2 – regenerator; 3 – coloană de fracționare; 4 – suflanta de aer; 5 – zona de stripare; 6 – separator de gaze – recipient de reflux; 7 – coloană de stripare; 8 – preîncălzitor; 9 – robinet cu sertar; 10 – coș de fum.

În instalațiile de cracare de tip 4, ca și în cele de tip 3, reactorul și regeneratorul sunt situate practic la aceeași înălțime deasupra nivelului platformei spre deosebire de tipurile constructive prezentate anterior. La instalațiile de tipul 4 se utilizează conducte de transport catalizator între reactor și regenerator în formă de U. Pe toată lungimea acestora din urmă, cu excepția unor segmente scurte pentru curenții ascendenți, catalizatorul se deplasează sub formă de masă densă. După introducerea materiei prime în conducta de alimentare a reactorului și a aerului în porțiunea lărgită a conductei de catalizator uzat, densitatea curentului scade considerabil, iar faza densă se transformă în fază diluată.

Materia primă și aerul intră în țeava cu formă de U, racordurile sunt făcute după robineții cu sertar montați pe conducte. Deoarece greutatea coloanei într-o ramură a conductei U e mai mică decât în cealaltă ramură (diferența presiunilor statice), catalizatorul se deplasează din regenerator în reactor.

În conducta vecină, din aceeași cauză, sensul deplasării catalizatorului este inversă din reactor în regenerator. Ambele aparate funcționează la aproximativ aceeași presiune interioară, care, de obicei, nu depășește 0,8 at (în partea superioară a aparatului). În coșul de fum este montată o supapă cu ajutorul căreia în regenerator se menține automat presiunea necesară. În instalațiile de tipul 4, intensitatea circulației catalizatorului între reactor și regenerator nu se realizează cu ajutorul robineților sertar, ci prin variația diferenței de densități ale curenților. Acest lucru se face prin introducerea unei cantități mai mici sau mai mari de aer în porțiunea superioară a conductei de catalizator uzat.

În cazul unei exploatări normale, ambii robineți cu sertar de pe conductele principale sunt complet deschiși. Robineții se folosesc numai la oprirea și pornirea instalației, de asemenea în caz de defecțiuni, când apare necesitatea funcționării separate a aparatelor. Pe scurt, aici robineții nu servesc ca organ de reglare ci ca organ de închidere. Robineții cu sertar deschiși complet nu opun o rezistență hidraulică mare și nu se uzează repede, durata unui ciclu de funcționare a instalației nu este limitată de starea tehnică a acestor robineți.

Viteza de mișcare a gazelor în regeneratorul instalației de tipul 4 este de aproximativ de două ori mai mare decât în regeneratorul instalației de tipul anterior și anume 0,75 – 0,8 m/s în loc de 0,35 – 0,45 m/s. Pentru o viteză mai mare a gazelor, o cantitate considerabilă de catalizator este antrenată din stratul dens în zona de decantare de deasupra. Concentrația mare de catalizator în gaze, înainte de intrarea lor în cicloane este o particularitate caracteristică a regimului de funcționare a regeneratorului instalației de tipul 4. În acest regenerator, delimitarea între faza densă și cea diluată nu este precisă și în cazul de față este vorba de o limită convențională. Odată cu mărirea vitezei gazelor, separarea particulelor se îngreunează și crește încărcarea cicloanelor. Totodată particulele mari de catalizator care intră în cicloane în cantități apreciabile, contribuie la captarea particulelor mărunte.

Pentru combaterea arderii oxidului de carbon în partea superioară a regeneratorului se pulverizează apă. Odată cu creșterea conținutului de catalizator în curentul de gaze, se mărește consumul de apă datorită necesității răcirii, nu numai a gazelor ci și a catalizatorului antrenat.

După cum a arătat practica de exploatare a instalațiilor de tip 4, prevenirea arderii oxidului de carbon, prin pulverizarea unei cantități mari de apă, duce câteodată la o scădere bruscă a temperaturii catalizatorului în stratul dens și la nerespectarea regimului normal al procesului. Trebuie menționat că în instalația de tipul 4, curentul de catalizator uzat nu trece prin grătarul de distribuție al regeneratorului, ci se introduce direct în stratul fluidizat. Grătarul regeneratorului servește pentru distribuirea acelei părți a aerului aspirat de suflantă care nu este dirijată spre conducta de catalizator. Preîncălzitorul de aer este legat din punct de vedere constructiv de regenerator. Această soluție a permis să se renunțe la montarea conductelor de aer foarte mari și calde. În unele instalații, aerul dirijat prin preîncălzitorul de aer spre grătarul de distribuție al regeneratorului, se suflă cu ajutorul unei suflante de presiune joasă. O parte din aerul care este introdus în conducta de catalizator este suflată de cea de a doua suflantă, legată în serie și care funcționează la o presiune ridicată.

La proiectarea instalațiilor de tipul 4, o atenție deosebită s-a acordat elaborării constructive a sistemului de captare a prafului, ținând seama de concentrația deosebit de mare a catalizatorului în curenții care intră în cicloane. Viteza curentului de gaze-vapori este în reactorul instalației tip 4 mult mai mare decât în reactorul instalațiilor tipurilor precedente. Ca și în regenerator, aici se utilizează separatoare ciclon în două trepte. Mărirea vitezelor a permis micșorarea dimensiunilor aparatelor de reacție.

Înălțimea instalațiilor de tip 4 este de aproximativ 30 m, neluând în considerare înălțimea coșului de fum, montat direct pe regenerator. Scăderea înălțimii față de instalația de tip 3, a permis să se reducă costul construcțiilor metalice și sa se renunțe la liftul pentru personalul operator. Procesul de cracare a amestecului de materie primă proaspătă cu motorina de cracare catalitică de recirculație, are loc la 480C, iar procesul de regenerare a catalizatorului la o temperatură de aproximativ 610C. Presiunea aerului la ieșirea din suflantă este de 1,13 at. Presiunea în separatorul de gaze este de 0,21 at la o temperatură de intrare a amestecului în aceasta de 38C.

Materia primă proaspătă se pompează cu ajutorul pompei, succesiv prin schimbătoarele de căldură cu benzina grea lichidă și cu refluxul intermediar recirculat, și prin serpentina cuptorului tubular. La temperatura de 232C materia primă se introduce în curentul de catalizator cald regenerat. Cracarea materiei prime începe din momentul venirii ei în contact cu catalizatorul în conducta transportoare a reactorului, numită riser.

Catalizatorul uzat părăsește reactorul nu înainte de a fi stripat cu vapori de apă, pentru a scoate din porii lui hidrocarburile absorbite. Pentru o mai bună stripare în secția de stripare se montează șicane. Diametrul conductei prin care catalizatorul uzat se evacuează din secția de stripare a reactorului este de 0,6 m. Conducta pentru catalizatorul regenerat este căptușită în interior cu material refractar. Pe fiecare din cele două conducte de catalizator cu diametrul mare, care unesc aparatele principale, se găsește numai câte un robinet cu sertar.

La partea superioară a reactorului sunt montate trei cicloane în două trepte, legate în paralel, iar în regenerator sunt patru cicloane în două trepte care funcționează în paralel. În reactor intră 20 – 22 t/min de catalizator, ceea ce corespunde unui raport de catalizator/materie primă de aproximativ 14. Pierderile de catalizator sunt egale, în medie cu 4t/24 h sau altfel spus cu 0,2% în greutate față de materia primă. Raportul CO2:CO în gazele de regenerare este de 1,36 iar conținutul de oxigen 0,9%.

Pentru o circulație continuă și uniformă a catalizatorului, în fiecare conductă în formă de U se introduc aproximativ 910 kg/h de abur. Aburul se introduce în direcția mișcării curentului de catalizator într-o serie de puncte pe lungimea conductei. Astfel se menține fluiditatea catalizatorului. Ca și în alte instalații de acest tip, și aici, viteza de circulație a catalizatorului se reglează prin variația alimentării cu aer a porțiunii superioare a derivației ascendente.

Instalația de tip UOP [3]

Fig. 7. Instalația de cracare de tip UOP.

Acest tip de instalație este una din cele mai moderne și mai eficiente instalații, foarte răspândită în industria prelucrării petrolului. Acest tip de instalație este prezentă în cadrul multor societăți petrochimice din țară.

Materia primă supusă cracării este în general constituită dintr-o gamă largă de fracții petroliere, fiind preluate în special fracțiile grele cum este motorina provenind de la distilare atmosferică, distilare în vid, cracare termică, cocsare, reducerea vâscozității.

Materia primă este mai întâi introdusă într-un preîncălzitor iar apoi amestecată cu reciclul de la baza coloanei de fracționare și trimisă riserului. În acest punct fluxul de alimentare întâlnește catalizatorul regenerat care transportă energia calorică necesară pentru vaporizare și pentru reacțiile de cracare care au loc în riser. Vasul reactorului este de fapt locul de separare al catalizatorului de produsele de reacție, evacuate la vârful aparatului și trimise spre coloana principală de fracționare. Gazele aspirate de către compresor, de la vârful coloanei principale de fracționare sunt trimise spre prelucrări ulterioare. Catalizatorul este stripat cu abur în reactor. Datorită reacțiilor de cracare se produce o cantitate mare de cocs care se depune pe catalizator. Este astfel necesar un proces de regenerare care are loc în regenerator, unde carbonul și hidrogenul sunt îndepărtate prin combustie. Oxigenul necesar pentru aceasta este furnizat de către o suflantă de aer. În regenerator are loc combustia cocsului, într-un strat fluidizat, iar gazele arse sunt evacuate la vârful aparatului.

Reacțiile care se petrec în regenerator sunt:

4H+O2 2 H2O

2C+O2 2CO (3.1)

C+O2 CO2

2CO+O2 2CO2

Regeneratorul este împărțit în două zone: o zonă de strat dens și o zonă de catalizator antrenat. Zona de strat dens este constituită din două faze: o fază gazoasă (de bule) cuprinzând reactanți și produse de reacție gazoase care se deplasează prin strat și o fază densă ce conține gaz și catalizator solid. Între cele două faze are loc transfer de masă.

Catalizatorul antrenat este separat în cicloane și apoi returnat în strat. Catalizatorul regenerat este transmis apoi spre riser unde începe parcurgerea unui nou ciclu.

Suflanta de aer este un compresor centrifugal antrenat de o turbină de abur. Compresorul de gaz este de tip centrifugal cu o treaptă, acționat cu un motor electric cu viteză de reacție constantă.

Lichidul destinat vaporizării se introduce în stare preîncălzită în țevile 3 ale cuptorului situate în zona de încălzire prin convecție, trece apoi prin țevile 2 aflate în zona de încălzire prin radiație, după care se trimite spre riser. Combustibilul este asigurat de arzatoarele 1.

Avantajele aduse de reactorul de tip riser-stripper sunt: conversie ridicată, timp de contact reactor – catalizator scurt, producție mărită de benzină datorită unui regim de curgere de tip piston, în care supracracarea este evitată, utilizarea eficientă a activității ridicate a catalizatorilor, formarea de produse lichide este mărită iar cea de cocs este redusă.

Volumul de vapori și viteza sa continuă să crească între intrarea de la riser și ieșirea lui. Viteza de vapori va crește la aproximativ 300%; de asemenea viteza finală a catalizatorului se apropie de viteza vaporilor la ieșirea din riser. Ideal ar fi ca aceste viteze să fie la fel, pentru a elimina backmix-ingul, care produce reacții secundare (cocs). Din cauza densității mari a catalizatorului acste două viteze nu pot fi egale. Acest fenomen este numit "catalyst slip" [23].

Raportul de catalizator / materie primă este de 4:1 – 9:1. Timpul de staționare este de mai puțin de 5 secunde.

Instalația Flexicracking

La această instalație se remarcă conductele de circulație a catalizatorului în formă de J.

Instalația Kellog

Fig. 9. Instalația Kellog.

Cele două fluxuri de materie primă sunt preîncălzite și trimise în riser, care este un tub în care se produc reacțiile de cracare. În riser se amestecă materia primă cu catalizatorul regenerat. În reactor, catalizatorul este separat de faza gazoasă care este trimisă în fracționator. Catalizatorul cade în regenerator unde este stripat cu abur [24].

Procesele sub licența UOP includ procesul FCC, procesul Resid FCC (RFCC) și procesul MSCC. Toate acestea convertesc fracțiile petroliere mari în fracții petroliere ușoare, la temperaturi înalte, utilizînd catalizatori [25].

Tehnologia RFCC (Resid Fluid Catalytic Cracking) este similară cu tehnologia FCC, dar folosește materii prime mai grele. Utilizarea fracțiilor mai grele au determinat apariția unor noutăți constructive a utilajelor, concentrate în special asupra regeneratorului, care se constituie din două trepte. Adăugarea unei a doua trepte la regenerator determină anumite avantaje cum ar fi: reducerea dezactivării catalizatorului datorită aburizării prin combustia, în prima treaptă a circa 70 % din cocs și a majorității hidrogenului la temperaturi mai scăzute (700 K), posibilitatea de a opera a doua treaptă la temperaturi mai înalte (peste 800 K) într-un mediu uscat și în exces de aer, creând astfel condițiile unei combustii curate a catalizatorului și creșterea flexibilității instalației [3]. Combustia este totală. Nivelul de sus operează la combustie parțială, iar celălalt la combustie totală. Un răcitor este inclus în design pentru controlul căldurii de combustie.

Dezvoltările recente în design-ul instalației FCC s-au focalizat asupra reducerii timpului de contact dintre hidrocarburi și catalizator, care are ca scop reducerea de gaze sărace și o mai mare selectivitate pentru producerea de benzină. Tehnologia Milisecond Catalitic Cracking (MSCC) a dovedit avantaje comparativ cu cea FCC [26].

În procedeul MSCC, materia primă este injectată în reactor perpendicular pe conducta cu catalizator regenerat. Produsele sunt separate rapid printr-un mecanism primar de separare. Catalizatorul trece prin cicloanele exterioare, iar vaporii sunt trimiși apoi la coloana de fracționare. Combinația între separarea vapori-catalizator și volumul mic al zonei de reacție permite maximizarea reacțiilor catalitice și minimizează reacțiile termice, ducând astfel la o reducere în ceea ce privește reacțiile secundare precum și o creștere a selectivității.

Pentru creșterea temperaturii se introduce catalizator din regenerator, aceasta ducând și la creșterea eficienței stripării (un conținut mic de hidrogen în cocs), având ca rezultat o temperatură relativ mică în regenerator și un raport mare catalizator / materie primă.

Avantajele MSCC față de FCC sunt: un conținut final în C2 cu 0,9 % mai mic, un conținut de benzină mai mare cu 0,7 %, o creștere a selectivității cu 0,23 % [26].

Prima instalație MSCC a fost pusă în funcțiune la Coastral's Eagle Point, cea de-a doua a fost pusă în funcțiune în 2000 cu o capacitate de 100000 barili/zi; a treia, în 2001 în Rusia [26].

UOP a licențiat peste 215 de instalații FCC, RFCC, MSCC. Peste 150 de unități sunt operate sub licența UOP.

Procesul FCC este deja o sursă importană de olefine. În industria petrochimică sunt folosite etena și propena, ca olefine majoritare. Procesul de cracare catalitică acoperă 28% din cererea pentru propilenă.

În viitor se urmărește folosirea procesului FCC pentru creșterea cantității de olefine. O cale este folosirea aditivilor ZSM-5 [27].

Procedeul HF-FCC [19]

O nouă tehnologie de cracare catalitică este cracarea catalitică de înaltă severitate (procedeul HS-FCC). Fluxul tehnologic este similar cu cel din procesul FCC [26].

Materia primă este amestecată cu catalizatorul în reactor, apoi catalizatorul este regenerat, iar produșii sunt trecuți la stabilizare.

Fig. 10. Instalația HS-FCC

Acest proces este în studiu de către Japan Cooperation Center Petroleum, Nippon Oil Corporation, King Fahd University of Petroleum and Minerals și Saudi Arabian Oil Company. Studiul a început în 1994, în 1996 procesul a fost testat într-o instalație pilot, iar în 2000 a fost proiectată o instalație demonstrativă care realiza 30 de barili pe zi la rafinăria Saudi Aramco. O eliminare a back-mixing-ului este cheia pentru obținerea unei cantități de intermediari (olefine).

Încercări de a produce o cantitate mai mare de olefine și benzină ușoară prin reducerea temperaturilor în procesul FCC nu sunt economice deoarece crește cantitatea de gaze sărace și cocs.

Procesul HS-FCC este operat la temperaturi de 550-650°C, la aceste temperaturi apare însă și cracarea termică, apar astfel reacții secundare (gaze sărace și cocs). De aceea în acest proces se lucrează la timpi de contact mici (mai puțin de 0,5 secunde), astfel încât să se minimizeze cracarea termică. Reacțiile cu transfer de hidrogen precum și polimerizările sunt eliminate. Pentru o rezistență redusă în timp, catalizatorul și produsele trebuie separate imediat la ieșirea din reactor. Un raport mare catalizator / materie primă mare crește conversia și reduce căderea de temperatură în timpul reacțiilor endoterme. De asemenea, un raport mare asigură un bilanț de căldură favorabil, eliminând cracarea termică, hidrocracarea, reacțiile cu transfer de hidrogen.

Pentru a compensa scăderea conversiei datorită rezistenței contactului materie primă – catalizator, procesul HS-FCC trebuie să fie operat la un raport mare catalizator / materie primă, și anume între 15-25.

Comparativ cu procesul FCC, prin procesul HS-FCC se obține o benzină cu cifra octanică mare (aproape 100) și mai puține fracții grele.

Folosind un reactor de acest tip pentru procesul HS-FCC, cantitatea de olefine și benzină crește, cantitatea de gaz sărac scade, se elimină supracracarea [28]

Selectivitatea olefinelor crește substanțial, din motorina grea s-a obținut o cantitate de olefine cu 35 % mai mare ca în procesul FCC, cu un conținut de 25 % propenă.

Studiul din această lucrare s-a făcut pe instalația de cracare catalitică de tip UOP din cadrul rafinăriei Petromidia, acest tip de instalație fiind descris anterior.

3.4 Studiu de profil și amplasament

Stabilește capacitatea instalației profilul de producție, tipul produselor chimice și amplasamentul într-un anumit teritoriu. Alegerea amplasamentul optim se face urmărindu-se principalele criterii:

1. Asigurarea cu materii prime: Este de dorit o amplasare în imediata vecinătate a sursei de materii prime. S-ar obține importante economii legate de încărcarea transportului și depozitarea acestora. Însă nu este un criteriu determinant. În cazul rafinăriilor se cunoaște că ele sunt amplasate în anumite puncte legate de alte criterii, țițeiul fiind adus în cantități uriașe în supertancuri petroliere de la mari distanțe. Deoarece instalația de cracare folosește ca materie primă fracții de petrol, ea se plasează în interiorul rafinariei și cât mai aproape posibil de alte surse de materie primă pentru a scădea la minimum traseele de aprovizionare.

2. Asigurarea cu utilități:

O clasificare a utilităților le divide în:

utilități primare – abur, energie electrică, apă industrială (de obicei aduse din exteriorul întreprinderii),

utilități secundare – apă recirculată, apă demineralizată, aer comprimat, azot, oxigen, frig (produse în uzină).

Investițiile destinate asigurării cu utilități primare dețin o pondere de 30-40% din instalația totală.

Pentru funcționarea instalației de cracare catalitică sunt necesare următoarele utilități:

Energie electrică – este asigurată prin cuplarea la sistemul energetic național. Pentru evitarea accidentelor datorate întreruperii alimentării cu curent se prevăd surse de curent independente. Pentru motoarele electrice se asigură curent de 380 V, luminatul normal se face cu curent de 220V iar cel de siguranță cu curent de 24 V.

Aer – se ia din rețeaua intreprinderii. Trebuie să fie fără ulei și umiditate întrucât se folosește la arderea cocsului depus pe catalizator.

Abur – se ia de la rețeaua de abur a combinatului și este folosit la striparea catalizatorului la ieșirea din reactor. Utilitățile pot fi asigurate și de o întreprindere specializată care deservește toate unitățile industriale de pe platformă. Se va încerca, în măsura posibilităților racordarea la sursele instalațiilor preexistente din apropiere sau se asigură de la o întreprindere specializată ce deservește întreaga platformă.

3. Căi de acces și mijloace de transport:

Amplasarea se face astfel încât accesul să fie cât mai ușor și ținând cont de faptul că costul transportului scade în ordinea: transport rutier, transport feroviar, transport pe apă.

4. Evacuarea efluenților:

Factorii ecologici reprezintă un factor determinant în alegerea amplasamentului. Având în vedere pericolul de explozie destul de mare prezent instalația se plasează la cel puțin 5 km în afara localităților. De asemenea se amplasează instalația astfel încât curenții de aer existenți în zonă să nu transporte efluenți gazoși spre zone dens populate.

5.Calificarea personalului:

Având în vedere faptul că instalația este complet automatizată, se impune folosirea unui personal restrâns cu o calificare superioară. Pregătirea lor este de durată și se face cu cheltuieli mari. Din acest punct de vedere amplasarea unei uzine chimice într-o zonă cu tradiție industrială de profil este de dorit, perioadele de realizare și de atingere a parametrilor proiectați se scurtează. O direcție importantă ce trebuie avută în vedere în contextul actualelor tradiții ce se înregistrează la nivel mondial este, în ceea ce privește personalul, de a crea o cultură în cadrul organizației în care angajații să fie împuterniciți spre satisfacerea nevoilor firmei.

Acest proces implică:

încurajarea lucrului în echipă;

dezvoltarea componentelor;

abilitarea angajaților să ia decizii;

planificarea funcțională;

familiarizarea managerului cu tehnicile moderne de conducere.

4. Proiectarea tehnologică

4.1 Chimismul procesului

4.1.1 Consideratii termodinamice

Reacția de bază o reprezintă scindarea legăturii C-C din material primă cu producerea unor hidrocarburi cu masa moleculară mai mică decat a acesteia. Procesul este condus la 450-4800C, 0.5-1.5 atm, în prezența catalizatorilor solizi acizi. Pe langă reacția de scindarea mai au loc reacții de izomerizare, condensare, disproporționare a olefinelor inferioare și transfer de alchil la aromate.

În afară de reacțiile de izomerizare și de transfer de hidrogen, toate celelalte tipuri de reacții, întâlnite la cracare sunt endoterme, iar efectul termic global al procesului depinde de natura alimentării, condițiile de reacție și tipul de catalizator.

Calcularea căldurii globale a reacțiilor chimice se poate determina pe baza unei relații empirice de forma:

ΔHcrac= [172.7+3*(Tr-Tref)]*1.055*103/0.4535 [j/kg] (4.1)

Iar la calculul efectului global în cadrul cracării s-a ținut cont de debitul de materie primă:

Qcrac= (F3+F4)* ΔHcrac (4.2)

ΔHcrac – efectul termic global al cracării unui kg de materie primă

Tr – temperatura din reactor

Tref – temperatura de referință

F3,F4 – debite de meterie primă proaspătă și recirculată

4.1.2 Considerații cinetice

Cinetica procesului de cracare catalitică se poate examina în raport cu produsul principal de reacție adică benzina. Se consideră că au loc următoarele reacții consecutive:

A ν1A1 + ν2A2 +ν3A3 ν4A4 + ν5A5 (4.3)

– materia primă, motorina de distilare primară

A1- produși gazoși

A2- polimeri și produse de condensare bogate în carbon care se depun pe suprafața catalizatorului;

A3- benzina;

ν1……… ν5 – coeficienții stoechiometrici corespunzători

Dacă cinetica procesului de cracare se studiază în raport cu materia prima descompusă, reacția de cracare se poate examina ca o reacție de ordinul 1:

A ν1A1 + ν2A2 +…+νnAn (4.4)

A1 …An – produșii de descompunere

Aplicând unui astfel de proces forma generală a ecuației de viteză pentru reacții eterogene în condiții dinamice se poate scrie:

V=K*θA (4.5)

K- constantă de viteză

θA- fracția de pe suprafața catalizatorului ocupată de substanța care reacționează, pe unitatea de suprafața a catalizatorului

4.1.3 Parametrii de proces, catalizatori

Practic cracarea are loc la o temperatură de 500-5500C iar regenerarea catalizatorului se produce la temperatura de 450-5000C. Presiunea este foarte importantă deoarece creșterea ei duce la un randament mai bun dar cifra octanică a benzinei scade. Timpul de contact trebuie să fie scurt deoarece reduce vascozitatea în gaze benzene și cocs. Prin creșterea raportului dintre debitul de catlizator și cel de catalizator se reduce timpul de ședere a catalizatorului în reactor evitându-se aucracsarea lui.

Catalizatorii folosiți în procesele industriale de cracare catalitică sunt aluminosilicații naturali activați prin tratamente acide (montmorilonite, bentonite etc), silicoaluminații sintetici amorfi sau cristalini (zeoliți sau site moleculare). În tehnologiile mai vechi s-au folosit catalizatori sub forma de granule, în reactoare cu strat fix sau cu strat mobil, pe când în variantele actuale utilizarea stratului fluidizat predomină. Activitatea catalitică a tuturor catalizatorilor de cracare este datorată caracterului acid [5, 6].

Catalizatorul nu poate fi folosit la temperaturi mai mari de 5500C deoarece iși pierde activitatea.

Catalizatorii pe bază de silicat de aluminiu au o porozitatea mare și o suprafață dezvoltată (70-600m2/g). Componenții principali sunt oxidul de aluminiu(10-24%) și dioxidul de siliciu (75-90%).

Aluminosilicațiii naturali înainte de folosire trebuie activați termic și chimic prin tratare cu soluții diluate de HCl, HNO3, H2SO4. Dintre acești catalizatori cei mai folosiți sunt bauxitele, kiselgurul, etc. Aceștia au fost înlocuiți cu aluminiosilicții artificiali amorfi care prezintă o activitate catalitică și o selectivitate mai mare precum și rezistență mărită la temperaturi înalte.

Alumosilicații se caracterizează prin structuri tetraedrice în care vârfurile sunt ocupate de atomi de oxigen iar centrul de un atom tetravalent de siliciu sau de un atom trivalent de aluminiu care nesatisfăcând valențele, apare cu sarcină negativă. Aceste tetraedre sunt asociate în structuri tridimensionale complexe, care au un atom de oxigen comun. Neutralitatea electrică a structurii se realizează prin prezența unui număr de cationi (ioni de sodiu sau amoniu) egal cu numărul de sarcini negative ale anionilor de aluminiu.

O2- O2- ––1

O2- – O O2- O2- – O O2-

Si4+ O2- Al3+ O2-

Tetraedru de siliciu Tetraedru de aluminiu

Catalizatorii de cracare catalitică de tip zeolitic sunt constituiți dintr-o matrice de alumosilice amorfă, în care se înglobează 15-25% zeolit de tip X sau Y cu structura de faujasit, în care, parțial, cationii de Na au fost schimbați cu cationi ai „pământurilor rare”: Re, Ce, La sau cu NH4+.

Oxizii micști s-au dovedit a fi catalizatori acizi „puternici”. Aciditatea apare când componentele constitutive se deosebesc în ceea ce privește:

Valența normală a cationului;

Coordinația pe care este obligat să o adopte cationul în rețeaua oxidului mixt.

Proprietățile catalizatorilor determină performanțele realizate în exploatare și sunt strâns legate de proprietățile fizice, de compoziția și structura chimică, de tehnologia de fabricare, etc.

Activitatea catalizatorului este o mărime convențională care reprezintă mărimea conversiei realizată experimental, conform diverselor metode de determinare, exprimată prin procente de benzină sau benzină și gaze, obținute dintr-o materie primă într-o instalație de cracare catalitică de laborator.

Activitatea ridicată a catalizatorilor de tip zeolitic se explică în principal prin:

Densitatea mai mare a centrilor activi pe unitatea de suprafață a catalizatorului.

Concentrația mai mare a moleculelor reactante în vecinătatea centrului acid ca rezultat al condensării capilare a moleculelor adsorbite în porii uniformi de dimensiuni mici ai zeoliților.

Distribuția uniformă a tăriei acidității centrilor activi.

Selectivitatea catalizatorului de cracare catalitică se exprimă prin raportul dintre randamentul unui produs dat față de conversie.

Zeoliții au o bună selectivitate pentru formarea lichidelor cu masă moleculară medie (benzină), respectiv hidrocarburi C5-C11 și mai proastă pentru formarea gazelor C1-C2.

Zeoliții sunt aluminosilicați cristalini, hidrați ai unor metale alcaline sau alcalinopământoase. Pot fi concepuți ca polimeri anorganici tridimensionali, cu o rețea anionică constituită din tetraedrii de SiO3 și AlO3 uniți prin punți de oxigen. Aceștia mai poartă denumirea și de „site moleculare” și au următoarele proprietăți:

înalt grad de hidratare cu apă mobilă, legată reversibil;

densitate mică, cu goluri intracristaline mari, în stare deshidratată golurile pot constitui până la 50% din volumul cristalului;

stabilitate a structurii cristaline;

existența unor canale uniforme, de mărimea moleculelor reactante;

capacitate de sorbție selectivă a gazelor și vaporilor [7, 8, 18].

Regenerabilitatea catalizatorilor de cracare catalitică

Depunerile de cocs (în porii catalizatorului) în timpul reacțiilor de cracare se îndepărtează, prin ardere în curent de aer, în regenerator. Cocsul din pori având viteza mică de ardere nu poate fi îndepărtat complet, rămânând pe catalizator o cantitate de „cocs remanent”. Regenerabilitatea se exprimă prin procentul de cocs ars (din cel depus) în condiții stabilite (temperatură, durată, debit de constant de aer). Sub aspectul regenerabilității, catalizatorii zeolitici necesită un timp scurt de regenerare, tolerează temperaturi mai ridicate (viteze de ardere mai mari) obținându-se o îndepărtare a cocsului până la valori ale cocsului remanent de 0,1% masă sau mai scăzute. Cocsul remanent afectează activitatea și selectivitatea catalizatorului, care scad cu creșterea acestuia.

4.2 Studii fizico-chimice

Principalii parametrii tehnologici ai instalației de cracare catalitcă sunt prezentați în următorul tabel [3]:

Tabel 4.1 Parametrii tehnologici reprezentativi ai unei instalații de cracare catalitică industrială

4.2.1 Modelul de bilanț de masă pentru utilajele cheie

Sistemul de alimentare și preîncălzire [3]

Spre deosebire de instalația industrială, care nu utilizează permanent cuptorul de preîncălzire (existentă însă ca utilaj in dotare), s-a inclus în modelul matematic și sistemul de preîncălzire. Temperatura materiei prime la intrare în riser, dupa preîncălzire, a fost stabilită la aceeași valoare cu temperatura de alimentare a riserului din instalația industrială. Debitul de combustibil al cuptorului reprezintă o marime de execuție a cărui utilizare sporește nivelul de controlabilitate al instalației.

Instalația este alimentată cu trei fluxuri de materie primă: un flux de materie primă proaspătă la care se adaugă fluxurile de motorina F1și F2. cele trei fluxuri se amestecă formând un flux de alimentare total de materie prima F3 ce se încălzește în sistemul de preîncălzire, după care se amestecă cu reciclu F4. Sistemul alimentare și preîncălzire este prezentat în figura 11

Fig. 11. Sistemul de alimentare și preîncălzire

Fluxul total de materie primă F3 intră în cuptorul de preîncălzire cu temperatura T1. Acest flux se încalzește pe seama arderii unui combustibil gazos, având debitul F5. Dinamica proceselor din cuptor (temperatura în focarul cuptorului T3 și temperatura de ieșire din cuptor a materiei prime T2) este descrisă de urmatoarele ecuații de bilanț de energie (preîncalzitorul nu este cuprins în acest model):

; (4.6)

; (4.7)

; (4.8)

; (4.9)

; (4.10)

Modelul reactorului

Elaborarea matematică a reactorului a necesitat o activitate conjugată de analiză, selecție, și apoi sinteză, bazate pe o varietate largă de modele prezentate în literatură. S-a apreciat, având în vedere că unul din scopurile urmărite este implementarea unui algoritm evoluat de reglare, ca modelul de tip Weekman, care este potrivit pentru descrierea globală a fenomenelor ce se petrec în reactor. S-a evitat adoptarea unui model pentru riser bazat pe teoria fluidizării bi- sau tri-fazice luând în considerare faptul că instalațiile industriale actuale funcționează în regim de strat fluidizat fără bule, de tipul transportului pneumatic. Pe întreaga lungime a riserului s-a adoptat o curgere de tip piston neglijând fenomenele complexe care se produc la baza acestuia, la amestecul catalizator – materie primă.

Reactorul este considerat a fi compus din două unități: riserul și stripperul, fig. 12.

În riser se amestecă catalizatorul regenerat cu materia primă împreună cu fracția grea recirculată din blazul coloanei de fracționare. Catalizatorul fierbinte asigură căldura necesară vaporizării materiei prime și căldura necesară reacțiilor endoterme.

Modelul riserului este construit pe baza ipotezelor: curgere ideală de tip piston și durata regimului tranzitoriu foarte redusă (timpul de ședere în riser este foarte scurt comparat cu alte constante de timp, în special cu constantă de timp a regeneratorului). Este modelat prin ecuații de bilanț de masă pentru materia primă și benzină care permit descrierea producțiilor de benzină și gaze + cocs pe baza unei scheme cinetice cu trei pseudocomponenți de tip Weekman. Sistemul mixt de ecuații diferențiale și algebrice, neliniar, descrie de asemenea cantitatea de cocs depus pe catalizator și evoluția temperaturii de cracare (bilanț termic).

Bilanțul de masă pentru riser

Bilanțul de masă pentru materia primă este descris de ecuația:

. (4.11)

Bilanțul de masă pentru benzină este descris de ecuația:

(4.12)

unde:

; (4.13)

; (4.14)

;

; (4.15)

. (4.16)

Temperatura T0 de intrare în riser este determinată pe baza bilanțului de căldură [24]:

. (4.17)

În aceste ecuații termenul K1 yf2[COR] reprezintă cinetica cracării materiei prime; K3 yg[COR] cinetica cracării benzinei; o funcție de dezactivare a catalizatorului datorită depunerii de cocs; 0 scăderea activității catalizatorului datorată cocsului rămas pe catalizator după regenerare; tc timpul de ședere în riser; 2=k1/k2 fracția de materie primă transformată în benzină. Modelul reprezintă o dezvoltare a modelelor prezentate de Lee și Groves, Shah et al. și Hovd și Skogestad. Cantitatea de cocs produsă este descrisă de următoarea corelație preluată de la Kurihara și Voorhies [29, 30, 31]:

. (4.18)

Astfel, cantitatea de cocs pe catalizatorul care părăsește riserul este:

. (4.19)

Valorile constantelor m și N au fost stabilite de către autor astfel încât valorile mărimilor din modelul matematic să concorde cu valorile de operare ale instalației industriale.

Bilanțul de energie pentru riser

. (4.20)

Cantitatea de gaze produse în urma cracării în riser este descrisă printr-o ecuație care pune în evidență dependența acesteia de temperatură:

. (4.21)

Constantele C1și C2 au fost determinate pe baza datelor de operare ale instalației industriale.

Fig. 12. Reactorul

Modelul striperului, de tip reactor cu amestecare perfectă (bilanț de masă și termic), evaluează temperatura în striper și concentrația de cocs pe catalizatorul uzat.

Bilanțul de masă și energie pentru striper:

; (4.22)

; (4.23)

. (4.24)

Bilanțul de impuls pentru determinarea presiunii la baza riserului

Presiunea la baza riserului este dată de relația:

(4.25)

unde:

; (4.26)

. (4.27)

Cantitatea de catalizator din riser se determină cu relația:

. (4.28)

Coloana de fracționare este modelată doar ca un vas tampon (pe traseul de evacuare a produșilor gazoși ai cracării) pentru care sunt incluse volumele coloanei propriu-zise și a conductelor dintre coloană și compresor . Dinamica ei este descrisă prin ecuații de bilanț de impuls.

Bilanțul de impuls pentru determinarea presiunilor pe reactor și coloana de fracționare:

(4.29)

cu

. (4.30)

Se consideră constantă căderea de presiune între reactor și coloană, ΔPfrac, astfel că presiunea din reactor este dată de relația:

. (4.31)

Modelul regeneratorului

Modelul matematic elaborat pentru regenerator are o complexitate relativ ridicată. Autorul a considerat justificată această abordare datorită faptului că acest subsistem este cel care determină constantele de timp ale întregii instalații de cracare. Descriind un regim de funcționare de tip combustie parțială, noul model îmbină pentru diferitele zone ale regeneratorului, modelele de tip cu amestecare perfectă cu modelele cu deplasare în comportare dinamică.

Modelul cinetic al regeneratorului este descris de următoarele reacții chimice:

(4.32)

Regeneratorul se consideră împărțit în două zone: o zonă de strat dens și o zonă de catalizator antrenat, fig. 13.

Zona de strat dens este constituită din două faze: o fază gazoasă (de bule) cuprinzând reactanți și produși de reacție gazoși care se deplasează prin strat în regim de curgere tip piston și o fază densă conținând gaze și catalizator solid, perfect amestecată. Între cele două faze are loc transfer de masă, dar, la temperatura din regenerator vitezele de reacție sunt determinante. Faza densă fiind considerată amestecată perfect se presupune uniformitatea temperaturii în strat iar faza gazoasă în echilibru termic cu faza densă.

Catalizatorul este prezent în zona de deasupra stratului dens datorită antrenării. Cantitatea de catalizator descrește odată cu înălțimea. Bilanțul de energie al regeneratorului este dependent de reacțiile II și III care au loc atât timp cât este prezent catalizatorul.

În zona de catalizator antrenat se găsește faza diluată în care are loc cu precădere reacția IV (cantitatea de catalizator este diminuată în această zonă) având un important aport caloric. Condițiile de funcționare sunt cele corespunzătoare combustiei parțiale a CO.

Modelul cuprinde ecuații de bilanț de masă pentru O2, CO, CO2 și cocs, precum și ecuații de bilanț de energie pentru faza solidă și faza gazoasă. Aceste ecuații de bilanț sunt corelate cu ecuații care descriu antrenarea de catalizator (caracteristicile stratului) în zona de deasupra stratului dens, circulația de catalizator și regimul de presiune în regenerator.

Bilanțul de energie

Faza densă a stratului fluidizat se presupune perfect amestecată datorită circulației intense a catalizatorului. De asemenea se consideră că toată cantitatea de hidrogen depus pe catalizator este arsă în regenerator.

Fig. 13. Regeneratorul

Bilanțul de energie pe stratul dens din regenerator este dat de relațiile:

; (4.33)

; (4.34)

; (4.35)

; (4.36)

; (4.37)

; (4.38)

; (4.39)

. (4.40)

Bilanțul de energie pe înălțimea stratului de catalizator se determină astfel:

(4.41)

(4.42)

Bilanțul carbonului:

; (4.43)

; (4.44)

. (4.45)

Bilanțul parțial pentru oxigen, monoxid de carbon și dioxid de carbon:

; (4.46)

; (4.47)

; (4.48)

; (4.49)

; (4.50)

; (4.51)

; (4.52)

; (4.53)

; (4.54)

. (4.55)

Variația fracției de goluri în stratul de catalizator:

; (4.56)

; (4.57)

; (4.58)

. (4.59)

Debitul masic de catalizator ce părăsește stratul fluidizat, datorită antrenării, este descris de o relație empirică:

(4.60)

unde:

; (4.61)

; (4.62)

. (4.63)

Ecuații de bilanț pentru determinarea presiunii

Se presupune o comportare de gaz ideal pentru gazele din regenerator. Variația în timp a presiunii din regenerator se calculează cu relațiile:

; (4.64)

; (4.65)

; (4.66)

; (4.67)

. (4.68)

Debitul de gaze prin robinetul de evacuare gaze din regenerator este determinat din relația

. (4.69)

Înălțimea stratului fluidizat din regenerator este descrisă de o relație empirică:

(4.70)

Modelul suflantei de aer

Suflanta de aer este un compresor centrifugal antrenat de o turbină cu abur, fig. 14. Debitul de aer este determinat de deschiderea clapetei V6, din aspirația compresorului, și de deschiderea clapetei de eșapare în atmosferă V7.

Fig. 14. Suflanta de aer de combustie

Utilizarea debitului de aer eșapat în atmosferă este o soluție neeconomică de a modifica debitul de aer spre regenerator dar inclusă ca atare în model pentru a concorda cu modul de operare al instalației industriale. Ecuația care descrie compresorul este reprezentată de o relație de dependență a debitului aspirat de compresor funcție de raportul presiune refulare/presiune aspirație

(4.71)

unde:

; (4.72)

; (4.73)

; (4.74)

; (4.75)

; (4.76)

; (4.77)

. (4.78)

Compresorul de gaze

Compresorul este centrifugal, cu o treaptă, acționat de un motor electric cu viteză constantă. Schema instalației aferente compresorului este prezentată în fig. 15:

Fig. 15. Compresorul de gaze

Se consideră că acest compresor refulează la presiune constantă în aval, spre instalația de recuperare a gazelor. Ecuația compresorului este:

(4.79)

unde:

; (4.80)

. (4.81)

Debitul molar prin compresor se obține din legea gazelor

. (4.82)

Evoluția în timp a presiunii în aspirația compresorului este determinată de ecuațiile:

; (4.83)

; (4.84)

; (4.85)

. (4.86)

Modelul conductelor de circulație a catalizatorului

Pentru descrierea curgerii catalizatorului prin conductele de catalizator uzat și regenerat autorul a luat în considerare doar comportări de regim staționar, reflectate în ecuații de tip algebric. S-a considerat că dinamica acestor conducte este foarte rapidă (neglijabilă) în raport cu constantele de timp ale altor subsisteme.

Circulația catalizatorului uzat și regenerat ia în considerare curgerea ca fază unică, curgere bazată pe ecuații de bilanț de impuls. Pentru fiecare din conducte s-a considerat câte un factor de frecare constant.

Pentru conducta de catalizator regenerat:

; (4.87)

iar pentru conducta de catalizator uzat:

; (4.88)

Căderile de presiune pe robinetele de tip sertar sunt descrise de ecuații de tipul:

; (4.89)

Căderile de presiune pe alte elemente de conductă sunt descrise de ecuații de tipul:

; (4.90)

Notații utilizate în model și valorile constantelor

Areg – aria secțiunii transversale a regeneratorului (707 ft2 ,65.682 m2)

Aris – aria secțiunii transversale a riserului (17 ft2,1.579 m2)

Astr – aria secțiunii transversale a striperului (150 ft2, 13.93 m2)

Argc – aria secțiunii transversale a conductei de transport a catalizatorului regenerat (6.87 ft2, 0.638 m2)

Asc – aria secțiunii transversale a conductei de transport a catalizatorului uzat (8.28 ft2, 0.77m2)

Asv – aria maximă a secțiunii de trecere a robinetului sertar de pe conducta de catalizator uzat/ regenerat (930 in2, 0.6 m2)

a1 – parametru la calculul pierderilor de căldură a cuptorului (0.15 Btu/ft3 0F, 10.053 KJ/m3 0K)

a2 – parametru la calculul pierderilor de căldură a cuptorului (200 Btu/s, 210.87 KJ/s)

Ccat – cocs catalitic produs în riser, fracție masică (lb cocs/lb catalizator, kg cocs/ kg catalizator)

CCO,sg – concentrația monoxidului de carbon în gazele de ardere (ppm)

CH – fracția masică a hidrogenului în cocs (0.075 lb H2/lb cocs, 0.075 Kg H2/Kg cocs)

[COR] – raport de contactare catalizator – materie primă

CO2,sg – concentrația oxigenului în gazele de ardere (% mol)

Cp(z) – căldură specifică medie (Btu/mol°F, J/mol 0K )

Cpair – căldură specifică a aerului (7.08 Btu/mol°F, 29.62 J/mol 0K)

Cpc – căldură specifică a catalizatorului (0.31 Btu/lb°F, 1297 J/kg 0K)

Cpco – căldură specifică a monoxidului de carbon (7.28 Btu/mol°F, 30.45 J/mol 0K)

Cpco2 – căldură specifică a bioxidului de carbon (11 Btu/mol°F, 46.024 J/mol 0K)

Cpf – căldură specifică a materiei prime (0.82 Btu/lb°F, 3430.8 J/kg 0K)

Cpfv – căldură specifică a materiei prime vaporizată (0.81 Btu/lb°F, 3389.04 J/kg 0K)

Cpd – căldură specifică a aburului (0.454 Btu/lb°F, 1900 J/kg 0K)

CpN – căldură specifică a azotului (7.22 Btu/mol°F, 30.2 J/mol 0K)

CpO2 – căldură specifică a oxigenului (7.62 Btu/mol°F, 31.88 J/mol 0K)

Cpsv – căldură splcifică a vaporilor de reciclu (0.8 Btu/lb°F, 3188.2 J/kg 0K)

Csc – fracția masică a cocsului pe catalizatorul uzat la ieșirea din stripper (lb cocs/lb catalizator, kg cocs/kg catalizator)

Csc1 – fracția masică a cocsului pe catalizatorul uzat la ieșirea din riser (lb cocs/lb catalizator, kg cocs/kg catalizator)

Crgc – fracția masică a cocsului pe catalizatorul regenerat (lb cocs/lb catalizator, kg cocs/kg catalizator)

Crw – factorul de compresie a compresorului

C1 – cantitatea de gaze obținute raportat la materia primă (0.0071 mol/lb materie primă, 7.1 mol/kg materie primă)

C2 – cantitatea de gaze obținute raportat la materia primă (0.000038 mol/lb materie primă °F, 0.0684 mol/kg materie primă 0K)

Ecf – energia de activare pentru formarea cocsului (8605 Btu/mol, 20 KJ/mol)

Ef – energia de activare pentru cracarea materiei prime (43.67 Btu/mol, 101.5 KJ/mol

Eg – energia de activare pentru cracarea benzinei (48.44 Btu/mol, 112.6 KJ/mol

Elift – înălțimea de intrare a conductei de catalizator uzat în regenerator (66 ft, 20.11 m)

Eoil – înălțimea de introducere a materiei prime în riser (11.5 ft, 3.5 m)

Estr – înălțimea de ieșire a conductei de catalizator uzat din reactor (91ft, 27.73 m)

Etap – înălțimea de ieșire a conductei de evacuare a catalizatorului din regenerator (49 ft,14.93 m)

Fair – debitul aerului în regenerator (mol/s, molg/s)

Fcat – debit de catalizator regenerat sau uzat (t/min)

Fcoke – producția de cocs în riser (lb/s, kg/s)

Ff – debit total de alimentare (lb/s, kg/s)

FH – viteza de ardere a hidrogenului (lb/s, kg/s)

fpp(x) – funcție ce descrie funcționarea robinetelor neliniare

Frgc – debitul catalizatorului regenerat (lb/s, kg/s)

Fsc – debitul catalizatorului uzat (lb/s, kg/s)

Fsg – debitul de gaze de ardere (mol/s, molg/s)

Fsucn,comb- debitul de aspirație a suflantei de aer de ardere (ICFM, m3/s)

Fsucn,wg – debitul de aspirație a compresorului (ICFM, m3/s)

ffrgc – factor de frecare cu conducta a catalizatorului regenerat (17 lbf s/ft2, 813.94 N s/m2)

ffsc – factor de frecare cu conducta a catalizatorului uzat (47 lbf s/ft2, 2250.31 N s/m2

FV6 – debitul prin ventilul V6 (lb/s, kg/s)

FV7 – debitul prin ventilul V7 (lb/s, kg/s)

FV11 – debitul prin ventilul V11 (mol/s, molg/s)

FV12 – debitul prin ventilul V12 (mol/s, molg/s)

FV13 – debitul prin ventilul V13 (mol/s, molg/s)

Fwg – producția de gaze în reactor (mol/s, molg/s)

F1 – debit de motorină (lb/s, kg/s)

F2 – debit de motorină (lb/s, kg/s)

F3 – debit de materie primă (lb/s, kg/s)

F4 – debit de reciclu (lb/s, kg/s)

F5 – debit de gaz combustibil spre cuptor (scf/s, m3/s)

F6 – debitul de aer de ardere furnizat de suflantă (lb/s, kg/s)

F7 – debitul de aer de ardere spre regenerator (lb/s, kg/s)

F11 – debitul de gaz ce intră în compresor (mol/s, molg/s)

g – constanta gravitațională (32.2 ft lbm/s2lbf, 9.81 m/s2)

hris – înălțimea riserului (148 ft, 45.11 m)

K – coeficient ventil sertar (0.7)

Kc – constanta de viteză de reacție pentru producerea de cocs (0.0093 s-1)

k1 – constantă de reacție pentru reacția II (s-1)

kr1 – constanta de viteză de reacție pentru viteza totală de cracare a materiei prime (8.5105 s-1)

k2 – constantă de reacție pentru reacția III (s-1)

kr2 – constanta de viteză de reacție pentru cracarea materiei prime în benzină (8.925105 s-1)

k3 – constantă de reacție pentru reacția IV (moli aer/s moli CO)

kr3 – constanta de viteză de reacție pentru cracarea benzinei în gaze/cocs (4.22105 s-1)

k6 – factorul de trecere al robinetului de pe conducta de aspirație a suflantei de aer de ardere (250 lb/s psia1/2, 1.365 kg/s (N/m2)1/2)

k7 – factorul de trecere al robinetului de pe conducta de refulare a suflantei de aer de ardere (25 lb/s psia1/2, 0.136 kg/s (N/m2)1/2)

k11 – factorul de trecere al robinetului de pe conducta de aspirație a compresorului (1.5 mol/s psia1/2, 8.193 kg/s (N/m2)1/2)

k12 – factorul de trecere al robinetului de pe conducta de alimentare a faclei (0.5 mol/s psia1/2, 2.731 kg/s (N/m2)1/2)

k13 – factorul de trecere al robinetului de antipompaj a compresorului (0.01 mol/s psia1/2, 0.05462 kg/s (N/m2)1/2)

k14 – factorul de trecere al robinetului de pe conducta de evacuare a gazelor de ardere din regenerator (1.1 mol/s psia1/2, 6 kg/s (N/m2)1/2)

Lrgc – lungimea conductei de circulație pentru catalizatorul regenerat (44 ft, 13.41 m)

Lsc – lungimea conductei de circulație pentru catalizatorul uzat (30.2 ft, 9.2 m)

M – exponent politropic

m – factor pentru dependența activității inițiale a catalizatorului asupra Crgc ( 80)

MI – capacitatea calorică a corpului vasului regeneratorului (240000 Btu/°F, 455457.6 KJ/0K)

Me – debitul de catalizator antrenat din stratul dens (lb/s, Kg/s)

N – exponent pentru dependența Ccat asupra Crgc (0.55)

N* – număr întreg reprezentând factor al căderilor de presiune pe conductele de catalizator

n – cantitatea de gaz (mol)

Patm – presiunea atmosferică (14.7 psia, 101341 N/m2)

Prb – presiunea la baza riserului (psia, N/m2)

Prgb – presiunea la baza regeneratorului (psia, N/m2)

Pvru – presiunea de refulare a compresorului (101 psia, 696294 N/m2)

P1 – presiunea de aspirație a suflantei de aer de ardere (psia, N/m2)

P2 – presiunea de refulare a suflantei de aer de ardere (psia, N/m2)

P4 – presiunea în reactor (psia, N/m2)

P5 – presiunea în coloana de fracționare (psia, N/m2)

P6 – presiunea în regenerator (psia, N/m2)

P7 – presiunea de aspirație a compresorului (psia, N/m2)

Qair – căldura intrată cu aerul în regenerator (Btu/s, J/s)

QC – căldura de ardere a carbonului (Btu/s, J/s)

Qcatout – căldura ieșită din riser cu catalizatorul (Btu/s, J/s)

Qe – pierderile de căldură din regenerator (670 Btu/s, 706.44 KJ/s)

Qfg – căldura ieșită din regenerator cu gazele de ardere (Btu/s, J/s)

QH – căldura introdusă de hidrogen în regenerator (Btu/s, J/s)

Qin – căldura intrată în regenerator (Btu/s, J/s)

Qout – căldura ieșită din regenerator, reactor (Btu/s, J/s)

Qloss – pierderile de căldură din cuptor (Btu/s, J/s)

Qrgc – căldura catalizatorului regenerat (Btu/s, J/s)

Qsc – căldura catalizatorului uzat (Btu/s, J/s)

R – constanta universală a gazelor (10.73 ft3 psia/lb mol °R, 8.314.41 J/mol 0K)

svsc – fracțiunea de deschidere a robinetului de pe conducta de catalizator uzat

svrgc – fracțiunea de deschidere a robinetului de pe conducta de catalizator regenerat

Tair – temperatura aerului ce intră în regenerator (270°F, 405 0K)

Tatm – temperatura atmosferică (75°F, 297 0K)

Tbase – temperatura de bază (1100°F, 866 0K)

Tcomb,d – temperatura aerului refulat de suflanta de aer de ardere (190°F, 361 0K)

Tcyc – temperatura gazelor de ardere în ciclon (°F, 0K)

Tdiff – diferența de temperatura dintre ciclon și stratul fluidizat din regenerator (°F, 0K)

Tlm – diferența medie logaritmică de temperatură în cuptor (°F, 0K)

Tr – temperatura la ieșire din riser (°F, 0K)

Tref – temperatura de bază pentru bilanțul de energie pe riser (999°F, 810 0K)

Treg – temperatura din regenerator (°F, 0K)

Ts – temperatura la ieșire din stripper (°F, 0K)

Tsc – temperatura catalizatorului uzat ce intră în regenerator (°F, 0K)

T0 – temperatura materiei prime la intrare în riser (°F, 0K)

T1 – temperatura materiei prime ce intră în cuptor (°F, 0K)

T2 – temperatura materiei prime ce intră în riser (°F, 0K)

T2,ss – temperatura materiei prime ce intră în riser în stare staționară (°F, 0K)

T3 – temperatura în cuptor (°F, 0K)

tc – timpul de staționare a catalizatorului în riser (s)

UAf – coeficient global de transfer termic în cuptor (25 Btu/s 0F, 47443.5 J/s 0K)

Vcomb,d – volumul sistemului de refulare a suflantei de aer de ardere (1000 ft3, 92.9 m3)

Vcomb,s – volumul sistemului de aspirație a suflantei de aer de ardere (40 ft3, 3.716 m3)

Vreg,g – volumul ocupat de gaze în regenerator (ft3, m3)

v – viteza catalizatorului în conducta de catalizator uzat / regenerat (ft/s, m/s)

vrgc – viteza catalizatorului regenerat (ft/s, m/s)

vris – debitul volumetric în riser (ft3/s, m3/s)

vs – viteza superficială în regenerator (ft/s, m/s)

vsc – viteza catalizatorului uzat (ft/s, m/s)

vslip – viteză de alunecare ( 2.2 ft/s, 1 m/s)

V6, V7, V8, V9, V11, V12, V13, V14 – ventile (0-1)

Wc – cantitatea de carbon în regenerator (lb, kg)

Wr – cantitatea de catalizator în reactor (stripper) (lb, kg)

Wreg – cantitatea de catalizator în regenerator (lb, kg)

Wris – cantitatea de catalizator în riser (lb, kg)

XCO – raport molar mol CO/mol aer

XCO,sg – raport molar mol CO/ mol aer în gazele de ardere

XCO2 – raport molar mol CO2/mol aer

XCO2,sg – raport molar mol CO2/ mol aer în gazele de ardere

XN – raport molar mol N2/mol aer

XO2 – raport molar mol O2/mol aer

XO2,sg – raport molar mol O2/ mol aer în gazele de ardere

yf – fracția masică de materie primă neconsumată

yG – fracția masică de benzină produsă

z – poziția pe verticală în regenerator (ft, m)

za – poziție adimensională în lungul riserului (ft, m)

zbed – înălțimea stratului dens (ft, m)

zcyc – înălțimea racordului de intrare gaze în ciclon ( 80 ft, 24.38 m)

ztop – înălțimea la care se fac măsurătorile de concentrație a O2 și CO ( 88 ft, 26.82 m)

– constantă de dezactivare a catalizatorului (0.12 s-1)

z – funcția Dirac

Hf – căldura de cracare (193.79 Btu/lb, 450.37 KJ/kg)

Hevp – căldura de evaporare a materiei prime (150 Btu/lb, 348.6 KJ/kg)

Hfu – căldura de ardere a combustibilului ce alimentează cuptorul (1000 Btu/SCF, 37241 KJ/m3)

HH – căldura de ardere a hidrogenului (60960 Btu/lb, 141671 KJ/kg)

H1 – căldura de formare a CO (46368 Btu/mol, 107773 J/mol)

H2 – căldura de formare a CO2 (169080 Btu/mol, 392992 J/mol)

Pfrac – căderea de presiune pe reactor și coloană de fracționare (9.5 psi, 65493 N/m2)

PRR – diferența de presiune dintre reactor și regenerator (psi, N/m2)

Psv – căderea de presiune pe ventilul sertar de pe conducta de transport a catalizatorului regenerat sau uzat (psi)

Psv, rgc – căderea de presiune pe ventilul sertar de pe conducta de transport a catalizatorului regenerat (psia, N/m2)

Pelb,rgc – căderea de presiune pe alte elemente de conductă de pe conducta de transport a catalizatorului regenerat (psia, N/m2)

Psv, sc – căderea de presiune pe ventilul sertar de pe conducta de transport a catalizatorului uzat (psia, N/m2)

Pelb,sc – căderea de presiune pe alte elemente de conductă de pe conducta de transport a catalizatorului uzat (psia, N/m2)

e – fracția de goluri efectivă în stratul dens din regenerator

f – fracția de goluri aparentă în stratul dens din regenerator

0 – activitate inițială a catalizatorului la intrarea în riser

– temperatură adimensională în riser

– raport debit abur dispersie / debit materie primă (0.035)

p – eficiența politropică (1)

airg – densitatea aerului în regenerator (lb/ft3, kg/m3)

B – fracția volumică a catalizatorului (lb/ft3, kg/m3)

c – densitatea catalizatorului în conducta de transport (45 lb/ft3, 720.81 kg/m3)

c,dilute – densitatea catalizatorului în stratul diluat (lb/ft3, kg/m3)

c,dense – densitatea catalizatorului în stratul dens (lb/ft3, kg/m3)

g – densitatea gazelor (lb/ft3, kg/m3)

part – densitatea particulei de catalizator (68 lb/ft3, 1089.2 kg/m3)

ris – densitatea medie a materialelor în riser (lb/ft3, kg/m3)

v – densitatea vaporilor în condițiile din riser (0.57 lb/ft3, 9.13 kg/m3)

fb – constantă a focarului cuptorului (200 Btu/ 0F)

fo – constanta de timp a cuptorului (60 s)

4.2.2 Modelarea cinetică a procesului. Modele cinetice posibile

Modelul Weekman

Weekman reduce spectrul larg ale materiei prime și produselor la un sistem de reacție simplificat cu trei componente: materia primă, fracția de benzină (C5-2100C) și fracțiile rămase C4 împreună cu fracțiile usoare (gazele uscate+cocs), conform ecuațiilor:

și schemei din figura 16.

Fig. 16. Schema cinetica Weekman

unde C1 reprezintă materia primă, C2 fracția de benzină iar C3 butenele, gazele uscate și cocsul.

Ecuațiile de conservare ale pseudocomponentelor, determinate pentru un reactor izoterm cu curgere tip piston pentru faza gazoasăa și difuzie interparticulară neglijabilă, sunt:

, (4.93)

. (4.94)

Cinetica cracării materiei prime este considerată ca fiind proprie unei reacții de (pseudo) ordinul doi fiind cuplată cu o funcție de dezactivare a catalizatorului, conform ecuației:

iar pentru cracarea benzinei se consideră o reacție de ordinul întâi, potrivit ecuației:

unde:

R1(y1,t), R2(y2,t) sunt vitezele de reacție (dependente de timp) pentru materia primă și benzină;

yi- fracția masică a componentului i;

1,2 – funcțiile de dezactivare a catalizatorului (considerate pentru simplitate ca fiind egale) de tipul i=e- tc sau i=tc-n (Voorhies 1945);

tc- timpul de staționare a catalizatorului în reactor, [h];

, n – constantă de dezactivare, [h-1];

Uv – viteza vaporilor, [ft/s];

a1 – k1/k0;

ki – constanta de viteză de reacție pentru reacția a i-a, la t/tc=0, [h-1];

z – distanța axială în reactor, [ft].

În ipoteza regimului staționar al funcționării reactorului se pot neglija primii termeni din ecuațiile (4.88) și (4.89) sistemul de ecuații simplificându-se:

în care: x – distanță axială în reactor normalizată în raport cu lungimea totală a reactorului;

S – viteza spațială orară a lichidului, [vol./(vol.)(h)];

Ki =0ki / l în care 0 și l sunt densitatea inițială a fluxului de alimentare la condițiile din reactor [lb/cu.ft], respectiv densitatea materiei prime lichide la temperatura camerei.

Modelul Weekman a fost simulat pentru un număr mare de materii prime cu proprietăți și compoziții chimice diferite stabilindu-se un domeniu larg de variație a parametrilor cinetici care limitează însă aplicarea modelului la tipul de materie primă pentru care aceștia au fost determinați.

Perfecționări ale modelului Weekman au fost aduse de J. A. Paraskos et al. în 1976 și Y.T. Shah et al. în 1977. Aceștia au prezentat un model matematic cinetic pentru un reactor izoterm respectiv adiabat, de tip riser, caracterizat de condiții de curgere tip piston. Modelul izoterm al lui Paraskos descrie conversia materiei prime și producția de benzină, în condiții date de temperatură, presiune și catalizator, ca fiind funcții unice de timpul spațial de curgere definit ca produs al timpului de contactare și al raportului catalizator/materie primă.

Deși relativ simplu, modelul triunghiular Weekman, este capabil să prezinte interdependențele între variabilele procesului, vitezele de reacție și viteza de dezactivare a catalizatorului punând în evidență modul de variație a selectivității benzinei care reprezintă factorul economic determinant al rentabilității instalației. Literatura cunoaște modele care descriu reacțiile de cracare utilizând scheme cinetice mai detaliate, dintre care vor fi prezentate, în cele ce urmează, câteva mai semnificative.

Modelul Gianetto

Acest model pe lângă cel al lui Weekman presupune patru pseudocomponente care a fost dezvoltat pentru a descrie mai exact reactoarele utilizând noile tipuri de catalizatori constituiți din mici cristale de zeoliți dispersate într-o matrice silico-aluminoasă [22]. Mecanismul este prezentat în figura 17.

Fig. 17. Schema cinetică cu patru pseudocomponenente

Față de modelul Weekman, acest model separă cocsul și gazele usoare în două pseudocomponente. Expresiile cinetice au fost determinate experimental utilizând un simulator pilot de tip riser. Gianetto a prezentat constante de viteză și energii de activare astfel încât vitezele de reacție pot fi calculate cu expresiile de forma ecuației Arhenius. Același model cu patru pseudocomponente este utilizat de Pruski în studiul fenomenelor de adsorbție care au loc în reactorul de cracare. Se consideră că o fracție importantă de hidrocarburi sunt transportate în riser nu doar prin intermediul fazei gazoase, cum este de obicei considerat, ci și adsorbită pe suprafata catalizatorului. Studiu experimental este realizat, de asemenea, pe un simulator pilot de tip reiser.

Au fost dezvoltate mai apoi și sisteme cu 5,6 și 10 pseudocomponente.

Modelul cu 5 conține:

C1- materia primă

C2- motorina

C3- benzina

C4- gaze

C5- cocs

Modelul cu 6 grupuri conține:

C1- motorin grea

C2- reziduu

C3- gaze

C4- benzina

C5- motorina ușoară

C6- cocs

Schema cinetică de reacție este prezentată în figura 18.

Fig. 18. Schema cinetică cu 6 pseudocomponenți

Schema cinetică cu 10 pseudocomponenți este prezentată în figura 19.

Fig. 19. Schema cinetică cu 10 pseudocomponenți

Ph – %masice de molecule de parafine (650Fº+)

P1 – %masice de molecule de parafine (430-650ºF)

Nh – %masice de molecule de naftene (650Fº+)

N1 – %masice de molecule de naftene (430-650ºF)

Ah – %masice de substituenți (de tipul) grupări aromatice (650Fº+)

Ah – %masice de substituenți (de tipul) grupări aromatice (430-650ºF)

CAh – %masice de atomi de carbon din inele aromatice (650ºF+)

CA1 – %masice de atomi de carbon din inele aromatice (430-650ºF)

G – %masice de benzină (C5-430ºF)

C – %masice de cocs (C1-C4 +cocs)

4.3 Schema de operații

Fig. 20. Schema de operații

4.4 Schema fluxului tehnologic

Fig. 21. Schema fluxului tehnologic

Materia prima este mai întâi introdusă într-un preîncălzitor iar apoi amestecat cu reciclu de la baza coloanei de fracționare și transmisă la baza riserului. În acest punct fluxul de alimentare întâlnește catalizatorul regenerat care transportă energia calorică necesară pentru vaporizarea și pentru reacțiile de cracare care au loc în riser. Vasul reactorului este de fapt locul de separare al catalizatorului de produse de reacție, evacuate la vârful aparatului și trimise spre coloana principală de fracționare. Gazele aspirate, de la vârful coloanei principale de fracționare, sunt transmise spre prelucrări ulterioare. Catalizatorul este stripat cu abur în reactor. Datorită reacțiilor de cracare se produce o cantitate mare de cocs care se depune pe catalizator. Este astfel necesar un proces de regenerare care are loc în regenerator și unde carbonul și hidrogenul de pe catalizator sunt îndepărtate prin combustie. Oxigenul necesar pentru aceasta este furnizat de către o suflantă de aer. În regenerator are loc combustia cocsului, într-un strat, iar gazele arse sunt evacuate la vârful aparatului. Catalizatorul regenerat este transmis apoi spre riser unde începe parcurgerea unui nou ciclu.

Instalația este împărțită în următoarele părți:

1. sistemul de alimentare și preîncălzire

2. reactorul

3. regeneratorul de aer

4. suflanta

5. compresorul

6. conducte de circulațier catalizator

4.5 Schema de proces și reglare

Procesul de cracare catalitică este complex atât din punct de vedere al modelării matematice, cât și din punct de vedere al conducerii automate, aceasta în primul rând datorită faptului că variabilele principale ale procesului, în consecință și buclele de reglare, manifestă interacțiuni puternice dar și datorită caracterului neliniar al procesului. Dacă în trecut operatorii instalațiilor de cracare erau preocupați în primul rând de menținerea stabilității (siguranței) în funcționare, aceasta având adesea drept consecință îndepărtarea de regimurile de exploatare optimă, în prezent prin utilizarea sistemelor de calcul s-au creat premisele implementării unor algoritmi evoluați de reglare cu efecte favorabile asupra calității reglării automate, reflectate în beneficii substanțiale.

Obiectivele majore ale oricărui sistem de reglare urmăresc îndeplinirea următoarelor deziderate:

Asigurarea siguranței în exploatare printr-un sistem adecvat de protecție împotriva atingerii unor regimuri periculoase de lucru (depășirea unor limite maxime de temperatură)

Asigurarea bilanțului de căldură între reactor și regenerator prin menținerea între limitele maximă și minimă a temperaturilor în reactor și regenerator

Asigurarea unei conversii maxime ținând seama de condițiile economice ale pieței și restricțiile impuse de instalație

Asigurarea unui regim de funcționare fără șocuri printr-un sistem de conducere multivariabil care să micșoreze efectul interacțiunilor

Asigurarea unui regim de lucru cât mai apropiat de limitele restricțiilor de rezistență ale materialelor și restricțiilor de operare proprii instalației.

Structura de reglare clasică, deși este bine acceptată de operatorii instalațiilor de cracare datorită oferirii posibilității unei acțiuni directe asupra variabilelor de bază ale procesului, nu poate însă să asigure eliminarea oportună a interacțiunilor între variabile. Aceasta face ca regimul de funcționare ales de operator să se găsească, cu o anumită distanță de rezervă (ineficientă economic), îndepărtat față de limitele impuse de restricții, valori limită care de obicei asigură funcționarea cu eficiență maximă.

Sistemele evoluate de reglare bazate, într-o măsură crescândă, pe sistemele distribuite de conducere (DCS) păstrează de obicei la nivelul de bază (regulator) bucle de reglare clasice care sunt conduse de la un nivel ierarhic superior pe baza unor algoritmi de optimizare multivariabili. Anumite structuri de conducere prevăd mai multe nivele ierarhice, având la vârf structuri care optimizează criterii de ordin economic (stabilite de obicei pe baza unor modele de regim staționar). Este important de subliniat faptul că implementarea acestor algoritmi evoluați de reglare, având adesea ca bază algoritmi optimali, presupun utilizarea modelelor matematice.

Variabilele reglate se aleg astfel încât prin acțiunea lor să se asigure o funcționare cât mai bună a instalației, în condiții avantajoase din punct de vedere economic. Mărimile de execuție se aleg dintre variabilele independente care sunt și considerente practice posibil de manipulat.

Alegerea unei scheme de reglare în acest caz este dificilă datorită interdependenței puternice a parametrilor și de regulă trebuie făcută pe baza unui studiu privitor la reglabilitatea procesului și la posibilități de împerechere a mărimilor reglate și a celor de comandă.

În următoarea figură este prezentată schema de automatizare pentru sistemul reactor / regenerator realizată pentru firma Rompetrol Rafinare, având ca obiectiv maximizarea conversiei și a beneficiului , odată cu minimizarea costului energetic.

Sistemele de reglare automată cuprind, pe lângă regulatoare PID standard, regulatoare avansate ce includ funcții speciale, care au ca scop menținerea constantă a unor variabile măsurate sau calculate, bazate pe controlul predictiv și pe controlul adaptiv. Cu ajutorul sistemului de reglare operarea se poate face în siguranță în apropierea limitelor procesului.

Fig. 22. Schema de reglare a sistemului reactor / regenerator [25]

4.6 Utilități

Se au în vedere consumurile de abur, combustibil și energie electrică în instalațiile de cracare catalitică.

Consumurile de abur și combustibil precum și energia electrică la tona de materie primă supusă prelucrării variază în limite foarte largi în funcție de tipul motoarelor utilizate in instalație.

Consumul de energie depinde și de randamentele de cocs și gaze, de raportul de recirculare, de raportul catalizator-materie primă, de gradul de utilizare a căldurii evacuate, de condițiile atmosferice, etc.

Conform datelor din literatură consumul de abur (la 10–12 at) este egal cu 55–550 kg pentru tona de materie primă prelucrată. Se observă valori mari ale consumului specific de abur în cazul acționării cu abur a suflantelor, a compresoarelor si a pompelor. Odată cu trecerea la motoare electrice, consumul de abur scade.

În multe instalații de cracare catalitică, în cazane recuperatoare se produce o cantitate de exces de abur față de cantitatea necesară pentru alimentarea instalației.

Striparea catalizatorului și striparea distilatelor intermediare se realizează adesea cu abur mort, supraîncălzit la o presiune de 3–4 at. Consumul de combustibil direct, neluând în considerare cocsul ars, este egal cu 15–50 kg pe tona de materie primă prelucrată.

Consumul de energie electrică este aproximativ de 7–23 kWh pe tona de materie primă supusă prelucrării.

5. Proiectarea de detaliu

5.1. Lista cu utilajele și echipamentele necesare

În tabelul următor sunt prezentate utilajele statice din cadrul instalației de cracare catalitică:

Tabel 5.1 Utilajele din cadrul instalației de cracare catalitică

5.2. Reactorul de cracare catalitică

Reactoarele catalitice în strat fix diferă de cele în strat fluidizat prin mărimea particulelor de catalizator, care sunt mai mici în primul caz (10-200 μm diametru) iar porozitatea stratului de catalizator este mai mare, particulele fiind în mișcare. În reactoarele cu strat fluidizat se realizează o suprafață mare de contact între gaz și catalizator, iar transferul de căldură este bun, realizându-se o funcționare practic izotermă.

5.2.1. Proiectarea tehnologică a reactorului de cracare catalitică

Proiectarea tehnologică trebuie să determine:

Viteza de fluidizare

Dimensiunile principale ale reactorului (diametru și înălțime)

Condițiile de schimb de căldură pentru menținerea stratului la o temperatură optimă de reacție.

În reactoarele gaz-solid în strat fluidizat, temperatura este constantă iar gradienții radiali se neglijează.

Vom determina viteza de fluidizare și coeficientul parțial de transfer termic de la perete la stratul fluidizat.

Viteza critică sau viteza de fluidizare este viteza la care rezistența stratului este egală cu greutatea stratului; la această viteză stratul fix trece în strat fluidizat.

Calculul vitezei de fluidizare

Fluidizarea

Fluidizarea este fenomenul prin care un strat pulverulent sau granular este adus în stare de “start fluidizat”, având proprietăți asemănătoare lichidelor, cu ajutorul unui fluid – lichid sau gaz – care străbate stratul. Fluidizarea a fost descoperită de Winkler care, în anul 1921, a aplicat-o la gazeificarea cărbunilor [13].

Aplicațiile fluidizării

Principiul fluidizării [13]:

Dacă printr-un strat pulverulent sau granular trece un curent ascendent de gaz, se observă următoarele fenomene când viteza gazului crește:

La viteze mici, gazul se strecoară printre granulele startului fără a le deplasa. Pierderile de presiune la trecerea gazului prin strat sunt mai mici decât presiunea rezultată din greutatea stratului.

Mărind viteza gazului, stratul rămâne fix, dar se observă o creștere a pierderii de presiune.

La o anumită viteză, wo a gazului, pierderea de presiune devine egală cu presiunea corespunzătoare greutății stratului. În această situație, frecarea dintre o granulă și fluid corespunde unei forțe ascendente egală cu greutatea granulei. Această stare este începutul fluidizării. Granulele inferioare nu se mai sprijină pe granulele inferioare ale stratului ci sunt susținute de curentul de gaz.

La viteze mai mari ale gazului granulele au tendința de a fi antrenate de curentul de gaz. Stratul tinde să-și mărească secțiunea de trecere, viteza locală se micșorează și granula revine la poziția inițială; jocul acesta se repetă continuu. Pentru a prezenta rezistență minimă la trecerea gazului, granulele își schimbă așezarea în strat, ordonându-se astfel încât să corespundă aproximativ afânării maxime (în cazul unor granule sferice egale, afânarea maximă corespunde așezării lor centrale într-o rețea cubică cu fracția de goluri sau porozitatea de 0.4764). Aceasta stare a sistemului se numește fluidizare liniștită sau fluidizare omogenă.

La viteze încă mai mari ale gazului, stratul se găsește în stare de agitație din ce în ce mai intensă; bule mai mari de gaz străbat stratul fluidizat antrenând praf fin. Delimitarea cu faza gazoasă superioară devine, din această cauză, difuză. În această stare de fluidizare turbulentă stratul are aspectul unui lichid care fierbe. Ca aspecte ale fluidizării neomogene pot să apară fluidizarea cu pistonare (bulele de gaz cresc până la dimensiuni de ordinul de mărime al diametrului vasului, transportând în partea superioară a stratului porțiuni de material solid captat între aceste bule) sau fluidizarea cu canele (se caracterizează prin formarea în strat a unor canale, în direcția de curgere a gazului de fluidizare, prin care trece un debit mare de gaz din debitul total).

Când viteza gazului atinge valori la care forța de frecare dintre gaz și granule întrece greutatea granulelor, ele sunt antrenate de gaz; se trece în domeniul vitezelor pentru transportul pneumatic.

Avantajele și dezavantajele reactoarelor cu strat fluidizat:

Avantaje:

Posibilitatea de a da materialului solid o stare fluidă, care ușurează transportul de material și transferul de căldură;

Suprafață de reacție mare;

Egalizarea rapidă a temperaturii și coeficient de transfer ridicat;

Agitare axială și radială intensivă;

Pierdere de presiune mică;

Construcție simplă și ieftină;

Pornire și oprire ușoară.

Dezavantaje:

Eroziuni din cauza mișcării continue a stratului solid;

Posibilitatea de aglomerare sau sinterizare a materialului;

Realizarea contracurentului gaz-solid numai în reactoare cu mai multe etaje;

Amestecarea radială a gazului foarte slabă;

Amestecarea inversă a gazului, foarte importantă;

Creșterea conversiei pentru obținerea produselor cu purități înalte se face cu mari creșteri ale volumelor de reacție;

Unele materiale se prăfuiesc în reactor datorită frecărilor intense din stratul fluidizat.

Câteva din caracteristicile fluidizării pot fi considerate primare:

Caracterul pseudolichid al sistemului fluid – solid. Această caracteristică simplifică aparatura de fluidizare și permite transportul simplu al pulberii prin conducte, deversoare, alimentatoare, dozatoare și aparate de măsurat. Triplul rol al pulberii: reactant, catalizator și purtător de căldură mărește mult posibilitățile de aplicare ale fluidizării. Pentru îndeplinirea acestor roluri, pulberea poate fi transportată, recirculată, încălzită sau răcită, regenerată, în unul sau mai multe aparate. Ca urmare, marea majoritate a aplicațiilor fluidizării sunt procese tehnologice continue, în regim staționar, de mare producție și relativ ușor de automatizat. Din această caracteristică rezultă și unele inconveniente: necesitatea mărunțirii solidului, așa încât granulele să se încadreze într-un interval granulometric convenabil, reprezintă un consum de energie mai mare decât în stratul fix. Expandarea stratului reduce concentrația solidului și suprafața solidului raportată la unitatea de volum (acești factori dezavantajează coeficienții de transport de masă și de căldură). Necesitatea alimentării gazului cu un debit impus de realizarea stratului fluidizat implică recircularea gazului de reacție, uneori cu temperaturi înalte.

Amestecarea intensă. Amestecarea intensă are ca avantaje: contactul bun termic și de masă între fluid și particulele solide, rezultat din subțierea stratului limită. Uniformizarea temperaturii stratului fluidizat (cu excepția vecinătății locurilor din imediata apropiere a suprafețelor calde sau reci, unde gradienții de temperatură sunt mari). Controlul comod al temperaturii stratului și uniformitatea temperaturii sunt deosebit de importante pentru reactoarele catalitice și necatalitice, în care temperaturi mai mici sau mai mari decât cea prescrisă avantajează reacții secundare nedorite. În stratul fluidizat se realizează coeficienți parțiali de transmitere a căldurii de 10 – 70 ori mai mari decât în stratul fix. Dezavantajele amestecării în strat fluidizat sunt:

neegalitatea duratei în care particulele trec prin aparatul de fluidizare;

imposibilitatea de a beneficia de avantajele contracurentului;

aglomerarea particulelor;

mărunțirea granulelor;

apariția pistonărilor și canalizărilor, care reduc eficacitatea contactului fluid – solid;

eroziunea pereților .

Suprafața mare de contact: Suprafața mare de contact dintre pulbere și fluid asigură o productivitate mai mare a stratului fluidizat în aplicațiile industriale bazate pe schimbul de căldură și schimbul de masă.

În ultimul timp, tehnica fluidizării a găsit soluții constructive pentru punerea în valoare a avantajelor și pentru diminuarea sai înlăturarea inconvenientelor stratului fluidizat.

Calculul vitezei de fluidizare

Metoda 1

(5.1)

dp – diametrul particulei, dp =10 – 200 μm; considerăm dp = 100 μm;

g – accelerația gravitațională, g = 9,81 m/s;

ρ – densitatea particulei, ρ = 1089,2 kg/m3

ρm – densitatea mediului

Calculăm densitatea mediului (aerul) la temperatura din reactor (530˚C), din legea generală a gazelor:

(5.2)

(5.3)

(5.4)

(5.5)

p – presiunea din reactor, p = 1,875 atm

R – constanta generală a gazelor, R= 0,082

M – masa moleculară medie a aerului, M = 28,9 kg/kmol

T – temperatura din reactor, T = 530 + 273 = 803 K

η – vâscozitatea dinamică

din nomogramă [10], la 530˚C,

(5.6)

Calculul criteriului Reynolds:

(5.7)

(5.8)

Calculul vitezei de fluidizare:

(5.9)

(5.10)

Metoda 2

Se folosește relația Baeyens:

(5.11)

dp – diametrul particulei, dp =10 – 200 μm, considerăm dp =100 μm

g – accelerația gravitațională, g = 9,81m/s

ρ – densitatea particulei, ρ = 1089,2 kg/m3

ρm – densitatea mediului, ρm = 0.6834 kg/m3

(5.12)

Metoda 3

Se folosește relația lui Rowe

(5.13)

pentru particule sferice,

(5.14)

Metoda 4

Deoarece Re < 1 se poate folosi relația lui Lewis:

(5.15)

pentru particule sferice,

(5.16)

Din lipsă datelor, respectiv a volumului în grămadă, particulele fiind sferice se consideră .

(5.17)

Viteza de fluidizare va fi media aritmetică a vitezelor obținute prin cele patru metode.

(5.18)

Determinarea dimensiunilor principale ale reactorului de cracare catalitică:

Având în vedere că raportul dintre volumul de materie primă introdus în reactor (în m3/24h) și volumul total (în m3) al părții cilindrice trebuie să fie aproximativ 10 și că avem o capacitatea de 185 m3/h.

(5.19)

Vom alege capacitatea nominală a reactorului de 410 m3.

(5.20)

Considerăm volumul capacului egal cu cel al fundului, vom avea

(5.21)

(5.22)

(5.23)

– înăltimea fundului conic:

(5.24)

Calculul coeficientului de transfer termic

Se folosește relația:

(5.25)

KT – coeficientul total de transfer termic, [W/m2grd]

α1, α2 – coeficienți parțiali de transfer termic prin convecție, α2= 46.4W/ m2grd;

λp – conductivitatea peretelui reactorului, λp = 46.5 W/ m2grd;

δp – grosimea peretelui, δp = 0.020m

Calculul coeficientului parțial de transfer termic de la perete la stratul fluidizat:

(5.26)

α – coeficient parțial de transfer termic[kcal/m2h˚C]

λg – coeficient de conducție termică a gazului, λg = 0,02 kcal/ m2h˚C

D – diametrul reactorului, D = 5,7 m

H – înălțimea reactorului, H = 14,25 m

G – debit gravimetric de gaz, G = 0,61 Kg/ m2h

μg – vâscozitatea aerului, μg = 3,74*10-5 Pa s

dp – diametrul particulei, dp=10-4 m

εf – fracția liberă din startul fluidizat, εf= 0.95

ρg,ρp – densitatea gazului și a particulelor, ρg = 0,6834 kg/m3, ρp = 1089,2 kg/m3

Cpp, Cpg – căldurile specifice ale particulelor respectiv ale gazului, Cpp = 1297 J/kg˚C, Cpg= 1060,8996 J/kg ˚C

Căldura molară a aerului la 530˚C

300˚C……………….530˚C………..…..600˚C

30,0 kJ/kmol K …………………..x…..………………31 kJ/kmol K

x = 30,76 kJ/kmol K

și ținând cont de faptul că Maer = 28.9kg/kmol,

x = 1060,8996 J/kg˚C

prin înlocuire vom obține:

(5.27)

5.2.2. Proiectarea mecanică a reactorului de cracare catalitică

Reactorul este un aparat cilindric cu fund conic și capac sferic. În scopul recuperării catalizatorului antrenat de fluxul de gaze sunt montate cicloane la partea superioară a reactorului. Cicloanale se introduc în reactor sunt confecționate complet, deci se impune ca gurile de vizitare să aibă asemenea dimensiuni pentru a permite introducerea ciclonului complet confecționat.

Capacul va fi prevăzut cu un racord pentru ieșirea gazelor și vaporilor, iar fundul, cu racordurile pentru intrare /ieșire catalizator către regenerator.

Alegerea materialelor de construcție [14]

Materialele metalice folosite pentru construirea, montarea și repararea recipientelor sub presiune sau a părților lor componente trebuie să corespundă condițiilor tehnice de recepție și marcare prevăzute în standardele de stat, normele interne departamentale și în prescripțiile tehnice ISCIR. Aceste materiale trebuie să reziste în exploatare la solicitările mecanice, termice, chimice, etc. corespunzător condițiilor de exploatare, în vederea funcționării sigure a instalațiilor.

Reactoarele din industria petrochimică se confecționează din oțel carbon. Am ales pentru confecționarea corpului cilindric, a fundului și a capacului un oțel carbon OL 50. Caracteristicile acestui tip de oțel ales sunt prevăzute în STAS 500/2-80.

Principalele domenii de utilizare ale OL 50 sunt elemente de construcție mecanice supuse la solicitări mecanice ridicate ca: bare de tracțiune, arbori drepți și cotiți, arbori pentru pompe și turbine, șuruburi de precizie, piulițe, roți dințate pentru viteze periferice.

Dimensionarea corpului cilindric la presiunea interioară:

Grosimea de rezistență, s0 se calculează cu relația:

(5.28)

în care: – D – diametrul interior al elementului, în mm;

– pc – presiunea de calcul, în MPa;

– σa – rezistența admisibilă, în N/mm2;

– φ – coeficientul de rezistență al sudurii.

Pentru a calcula grosimea de rezistență trebuie calculată mai întâi rezistența admisibilă. Rezistența admisibilă a materialului, determinată pe baza încercărilor de scurtă durată și utilizată în calculul de rezistență al elementelor de recipient care nu lucrează în condiții de fluaj are valoarea cea mai mică rezultată din relația:

(5.29)

în care coeficienții de siguranță cs1 (față de limita de curgere) și cs2 (față de rezistența la rupere) au, pentru oțeluri laminate, următoarele valori: cs1=1,5 și cs2=2,4. Valoarea coeficienților de siguranță se va majora cu 20% în cazul recipientelor pentru substanțe letale.

(5.30)

Considerăm φ=0,95 – îmbinare cap la cap executată manual prin orice procedeu de sudare cu arc electric sau gaze, pe ambele fețe sau pe o singură față cu completare la rădăcină; volumul examinării nedistructive fiind total.

Pentru grosimea de rezistență avem:

(5.31)

Grosimea de proiectare, sp, este cea mai mică grosime a elementului de recipient stabilită astfel încât să îndeplinească toate cerințele funcționale ale utilajului și se calculează cu formula:

(5.32)

în care: – s0 este grosimea de rezistență a elementului de recipient așa cum rezultă din calculul de rezistență, fără nici un fel de adaos;

– c1 este un adaos pentru condițiile de exploatare care ține seama de subțierea peretelui prin coroziune

– c2 este un adaos pentru abaterea în minus la grosimea tablelor sau țevilor din care se confecționează elementul de recipient, se stabilește din STAS 437-80 pentru table și din STAS 404/2-80 sau STAS 530/2-80 pentru țevi;

– cr este o rotunjire care ține seama de valoarea grosimii standardizate imediat superioare a semifabricatului din care se execută elementul de recipient.

(5.33)

Pentru siguranță, luăm sp = 20 mm

Dimensionarea capacului sferic

Capacul este sferic cu racordare având raza, respectiv raza de racordare:

(5.34)

Lungimea zonei cilindrice a capacului este:

(5.35)

(5.36)

Grosimea de rezistență a capacului sferic supus la presiune interioară se calculează cu relația:

(5.37)

(5.38)

Grosimea de proiectare va fi:

(5.39)

(5.40)

Din considerente tehnologice, spc ≥ sp, deci spc = 20 mm.

Dimensionarea fundului conic

Fundul reactorului este conic și are dimensiunile:

(5.41)

(5.42)
(5.43)

Grosimea de rezistență a fundului conic se calculează cu relația:

(5.44)

(5.45)

Grosimea de proiectare va fi:

(5.46)

(5.47)

Din considerente tehnologice, spf ≥ sp, deci spf = 20 mm.

Compensarea orificiilor

Marea majoritate a recipientelor sub presiune au prevăzute în corp, capac sau fund orificii de diferite forme și dimensiuni. Existența orificiilor în elementele de rezistență ale recipientului duc la micșorarea rezistenței acestora, datorită decupării de material, constituind în același timp puternici concentratori de tensiuni în zonele limitrofe orificiilor.

Consolidarea orificiilor se poate realiza prin:

îngroșarea peretelui întregului element de rezistență;

sudarea unuia sau a două inele de compensare;

sudarea unui racord cu perete îngroșat;

bordurarea peretelui elementului;

prin combinarea metodelor de mai sus.

Se vor compensa următoarele orificii:

Gura de vizitare, cu d=610 mm

Racord ieșire gaze și vapori, d=915 mm

Racord ieșire catalizator, d=1535 mm

Compensarea se va face prin îngroșarea peretelui racordului respectiv a gurii de vizitare.

Grosimea de rezistență a racordului se calculează astfel:

(5.48)

Grosimea de proiectare se obține cu relația:

(5.49)

(5.50)

(5.51)

Calculul racordului de ieșire pentru catalizator:

(5.52)

(5.53)

Din cauza dimensiunilor mari ale reactorului (D=5400mm), flanșa de îmbinare dintre capac și virola cilindrică, precum și suporții pentru reactor se vor executa la comandă.

Verificarea la stabilitate

Pentru virola cilindrică:

(5.54)

, (5.55)

Pentru capacul reactorului:

(5.56)

, (5.57)

Pentru fundul reactorului:

(5.58)

. (5.59)

Verificarea la proba hidraulică

După execuție și asamblare recipientele sub presiune se supun unei probe de încercare la presiune hidraulică. Încercarea la presiune se face cu scopul verificării rezistenței și etanșeității recipientului și a evidențierii unor eventuale defecte de execuție sau de material.

Presiunea la încercare hidraulică a unui recipient se calculează cu relația:

(5.60)

(5.61)

Verificarea acestei condiții se face prin determinarea tensiunilor efective maxime din elementul de recipient și compararea lor cu tensiunea maximă admisă la proba de presiune:

Pentru virola cilindrică:

(5.62)

(5.63)

Pentru capacul reactorului:

(5.64)

(5.65)

Pentru fundul reactorului:

(5.66)

(5.67)

6. Proiectarea de montaj

Proiectarea de montaj – reprezintă transpunerea în formă grafică a ansamblului de utilaje și conducte în care se desfășoară procesul tehnologic, conform unor norme specifice și pe baza unor calcule inginerești.

Obiectivele urmărite în proiectarea de montaj sunt:

amplasarea utilajelor, conductelor tehnologice și de utilități în concordanță cu schema de proces și control în sensul asigurării condițiilor de desfășurare a procesului tehnologic;

dimensionarea rețelelor complexe de conducte din punct de vedere al pierderilor de presiune, vitezelor de curgere și stabilității hidraulice;

alegerea materialelor de construcție a conductelor și accesoriilor de montaj potrivit condițiilor de funcționare: temperatură, presiune, solicitări mecanice și termice atât în funcționare normală cât și în perioadele de pornire și oprire;

intercalarea aparaturii de măsură și control locale pe conductele tehnologice și de utilități ținând seama de condițiile de funcționare corectă a acestor;

realizarea montajului de utilaje și conducte astfel încât să se asigure montarea-demontarea acestora, accesul fără pericol de accidente a personalului de exploatare, etc.;

asigurarea căilor de acces pentru intervenție în caz de incendiu.

Proiectul de montaj utilaje – cuprinde amplasarea acestora în proiecție ortogonală la o scară convenabil aleasă funcție de mărimea instalației și de gabarit.

Planurile de amplasare vor conține poziționarea căilor de acces, podețe de deservire, dispozitive de ridicare fixe, poduri rulante, goluri în planșeu pentru montare și demontare.

Considerentele economice au fost specificate în obiectivele urmărite la care se mai adaugă următoarele:

utilajele trebuie amplasate astfel încât să corespundă fluxului tehnologic al circulației fluidelor prin pompare, presiune, vidare, cădere liberă;

amplasarea în plan orizontal trebuie să țină seama de zonele de influență (zone libere pentru operații de supraveghere și intervenție);

la cota 0 se amplasează utilajele grele, cele care produc vibrații (pompe), vase care conțin volume mari de lichide inflamabile;

utilajele se grupează pe categorii de pericol de incendiu, explozie, precum și funcție de corozivitate.

Conducta – este un ansamblu format dintr-o serie de elemente cum sunt: țevile, fitingurile, flanșele, garniturile, compensatoarele de dilatare, aparate de măsură și control, izolații și care servește pentru transportul fluidelor.

Clasa de conducte se stabilește pentru grupe de fluide cu caracteristici fizico-chimice asemănătoare și cu parametrii de lucru în limite apropiate, limitele superioare constituind parametrii specifici clasei de conducte. Montajul acestora se execută astfel încât să asigure respectarea proiectului de montaj și a prescripțiilor și condițiilor tehnice, etc. Conductele se montează numai după recepția pe teren a tuturor lucrărilor generale și speciale de construcții.

Montajul propriu-zis este precedat de o serie de lucrări pregătitoare cum ar fi: pregătirea conductelor prin suflare, curățire de rugină, degresare, etc.; confecționarea de ștuțuri, teuri, reducții, curbe și alte piese fasonate; pregătirea și încercarea la presiune a armăturilor, preasamblarea diferitelor subansambluri și porțiuni de trasee; stabilirea pe teren și materializarea axelor traseelor de conductelor conform proiectului, pregătirea suporților definitivi și provizorii.

În incinta platformelor instalațiilor chimice se folosește cu precădere sistemul de montaj pe estacade. Stabilirea traseului optim presupune:

evitarea intersectării cu alte conducte sau elemente de construcție;

amplasarea în locuri accesibile a armăturilor, aparatelor de măsură și control, filtrelor, lanternelor de observație, supapelor de siguranță și a altor piese componente care necesită o supraveghere mai frecventă;

sprijinirea conductelor astfel încât să fie preluată greutatea proprie;

realizarea flexibilității sistemului prin autocompensarea dilatațiilor termice în cazul în care prin conducte circulă fluide calde sau reci;

descărcarea ștuțurilor utilajelor de sarcinile care apar din greutatea proprie a conductelor ce se racordează prin sprijinirea acestora în imediata apropiere a ștuțului;

asigurarea pantelor impuse de tehnologie pentru circulația fluidului sau pentru aerisire;

asigurarea aerisirilor.

7. Aspecte ecologice și de protecția mediului

Problemele de poluare produse de instalație se tratează la nivelul întregii rafinării. Rafinăriile sunt agenți poluanți deosebit de intenși de aceea în țările avansate industrial au fost impuse norme severe privind concentrația și debitul limită de compuși nocivi care pot fi descărcați în mediu. Poluarea mediului poate fi realizată pe trei căi:

emisii de gaze

descărcări de ape uzate

pe cale sonică

Gazele emise de rafinării conțin substanțe cu toxicitate ridicată, astfel se impune eliminarea lor înainte de descărcarea în mediu. Principalii compuși poluanți în aer din industria de prelucrarea a hidrocarburilor sunt: oxidul de carbon (CO), vaporii de hidrocarburi (HC), oxizii de azot (NOx) și oxizii de sulf. Pentru prevenirea poluării aerului sunt dominante următoarele direcții :

realizarea obiectivului privind calitatea aerului și reducerea depunerilor acide sub nivelul critic al încărcăturii pentru ecosisteme(reducerea vaporilor de SOx și de NOx)

fabricarea unor combustibili mai curați pentru motoare

conversia catalitică avansată a gazelor arse

reformularea combustibililor

Emisiile de gaze:

Pentru o instalație de cracare catalitică cu o capacitate de 7000 tone/zi operat în regim de regenerare convențională emisiile de gaze poluante din gazele arse sunt prezentate în tabelul de mai jos:

Tabel 7.1 Emisiile de gaze poluante

Pentru a scădea emisiile nedorite de gaze se recomandă luarea următoarelor măsuri:

să se reducă la minim consumul de combustibil prin recuperări avansate de căldură;

să se disperseze gazele în atmosferă printr-un coș comun de 200 m înălțime;

să se reducă conținutul de SO2 din gazele de ardere prin utilizarea combustibililor cu conținut redus de sulf, prin tratarea gazelor reziduale a instalațiilor de recuperarea a sulfului și prin utilizarea unor aditivi la catalizator;

pentru a menține emanațiile de oxizi de azot la nivel scăzut se recomandă utilizarea extinsă a gazelor ca și combustibil, efectuarea combustiei în 2 etape, recircularea gazelor de ardere sau prevederea de injectoare, folosirea de aditivi;

să se prevadă instalarea de separatoare multiciclon sau de separatoare electrostatice pentru reducerea emisiilor de praf;

emisiile de vapori de hidrocarburi trebuie evitate prin utilizarea rezervoarelor cu capac flotant, prin sisteme de recirculare sau de recuperarea a vaporilor prin condensare sau absorbție;

gazele provenind de la instalațiile tehnologice, de la regenerările de catalizator și de la operațiile de golire trebuie să fie condensate sau incinerate;

gazele emanate de la dispozitivele de arderea a reziduurilor chimice sau biologice trebuie să fie incinerate în cazul în care temperatura în camera de combustie este sub 90°C;

se recomandă instalarea de facle cu flacără joasă pentru exploatarea normală iar faclele înalte vor intra în funcțiune numai în caz de pericol.

Emisiile de ape uzate :

Pentru a limita poluarea mediului pe calea apei se recurge la :

reducerea debitului de ape descărcate, prin:

folosirea răcirii cu aer și restrângerea utilizării apei de răcire la cazurile în care temperatura produsului trebuie scăzută sub 43-45ºC;

utilizarea sistemelor de răcire cu apă în circuit închis cu turnuri de apă cu tiraj natural sau forțat;

utilizarea la desalinatoare a apelor de condensare, stripare, provenind de la vasele de reflux;

recuperarea apei de ploaie;

adoptarea de sisteme eficiente de separare și tratare inițială a apelor foarte contaminate.

scăderea concentrației de agenți poluanți din apele descărcate, în două etape:

– separarea apelor după caracteristicile specifice ale poluanților;

– tratarea specifică a apelor poluate;

Schema generală de tratare a apelor uzate este următoarea:

Pretratarea – urmărește îndepărtarea grosieră a uleiului liber și a solidelor cu ajutorul separatoarelor gravitaționale;

Tratarea intermediară – are 3 subetape:

1) amestecarea sau neutralizarea efluenților;

2) oxidarea cu aer sau egalizarea într-o serie de bazine;

3) coagularea chimică sau filtrarea;

Tratarea secundară – urmărește îndepărtarea substanțelor organice și a amoniacului prin tratare cu biomasa activă;

Tratarea terțiară – se filtrează pentru separarea suspensiei.

Un alt argument pentru scăderea descărcărilor de ape uzate este faptul că aceste ape uzate pot conține cantități apreciabile de substanțe foarte valoroase care printr-un efort financiar din parte întreprinderii pot fi separate din aceste ape și valorificate. Deși efortul financiar necesitat de elaborarea și construirea instalației de separare de cele mai multe ori este considerabil datorită dificultății problemei de separare ea merită să fie făcută.

Poluarea sonică:

Zgomotul excesiv nu numai că produce neplăceri celor care locuiesc în apropierea întreprinderii dar produce și oboseala muncitorilor nevoiți să lucreze în zgomot. Oboseala duce la scăderea eficienței muncii și creșterea pericolului accidentelor. De aceea, este important să se stabilească nivelul tolerabil al zgomotelor în apropierea utilajelor, pe platforma instalațiilor, în limitele uzinei și în zonele locuite mai apropiate. În general se admite că la locul de muncă se poate suporta un nivel de 85–90dBA timp de 8 ore iar pentru zone locuite se recomandă 45dBA ca limită superioară.

Măsuri pentru atenuarea zgomotului :

să se instaleze de la început utilaje care produc zgomot redus decât sa se prevadă dispozitive pentru a atenua zgomotul utilajelor;

zgomotul răcitoarelor de aer poate fi redus prevăzând ventilatoare mai silențioase;

pentru reducerea zgomotelor produse de compresoare se pot prevedea amortizoare în conducte, se pot amplasa compresoarele în încăperi izolate fonic sau se izolează conductele.

Pentru a optimiza cheltuielile aferente reducerii nivelului de zgomot într-o întreprindere este necesar să se efectueze pe o perioadă mai îndelungată, un studiu detaliat care să caracterizeze din punct de vedere sonic sursele: platformele instalațiilor, atelierele, zonele de lucru, incinta fabricii și zonele de locuințe apropiate.

8. Elemente de calcul economic (estimări generale)

Prețul petrolului a urcat peste cotația de 69 dolari/baril, după publicarea unui raport guvernamental american care a arătat că stocurile de carburant au stagnat, iar activitatea rafinăriilor a încetinit, ceea ce reînnoiește temerile legate de oferta de țiței, potrivit Reuters (14 iunie 2007).

Stocurile de benzină, care analiștii estimaseră că vor crește, au stagnat, potrivit raportului săptămânal al Administrației americane pentru Informații Energetice. Activitatea rafinăriilor, care analiștii estimaseră că se va intensifică, a încetinit cu 0,4%.

În lei, la cursul valutar 1$ = 2.3926 lei (21.06.07), prețul petrolului este de:

P = 69 * 2.39 / 0,158998 = 1037,18lei/m3

La o capacitate de prelucrare de C = 150 m3/h se poate calcula capacitatea anuală:

C = 150 * 24 * 365 = 1314000 m3/an

Prețul materiei prime prelucrate anual va fi:

Ptot = P * C = 1037.18 * 1314000 = 13,63*108 lei/an

Având în vedere că transformarea materiei prime în benzină nu este totală ci se face cu un randament de 52% se poate scrie:

R = η / 100 * C = 0,52 * 1314000 = 683280 m3/an

Prețul actual al benzinei auto este de 3.4 lei/litru sau 3400lei/m3, ceea ce înseamnă că prețul producției anuale de benzină este:

B = R * Bb = 683280 * 3400 = 23,23 * 108 lei/an

Diferența între prețul total al benzinei și prețul total al materiei prime este:

B’ = B – Ptot = 23,23 * 108 – 13,63* 108 = 9,6* 108 lei/an

Se obține astfel un câștig de 9,6*108 lei/an. De aici rezultă importanța procesului de cracare catalitică și a necesității conducerii procesului de cracare astfel încât să se maximizeze randamentul de benzină cu C.O ridicată, în condițiile maximizării debitelor de alimentare cu materie primă.

PARTEA A II-A – Contribuția personală

1. Aspecte generale privind automatizarea procesului de cracare catalitică

Procesul de cracare catalitică este complex atât din punct de vedere al modelării matematice cât și din punct de vedere al conducerii automate. Aceasta în primul rând datorită faptului că variabilele principale ale procesului, în consecință și buclele de reglare, manifestă interacțiuni puternice și datorită caracterului neliniar al procesului.

Obiectivele majore ale oricărui sistem de reglare cuprind:

Asigurarea siguranței în exploatare printr-un sistem adecvat de protecție împotriva atingerii unor regimuri periculoase de lucru (inversarea sensurilor de curgere a catalizatorului, depășirea unor limite maxime de temperatură în reactor și regenerator, oprirea funcționării suflantei de aer).

Asigurarea bilanțului de căldură între reactor și regenerator conjugată cu micșorarea concentrației de cocs pe catalizator regenerat.

Asigurarea unei conversii maxime ținând cont de condițiile economice ale pieței și restricțiile impuse de instalație.

Asigurarea unui regim de funcționare fără șocuri printr-un sistem de conducere multivariabil care să micșoreze efectul interacțiunilor.

Asigurarea unui regim de lucru cât mai aproape de limitele restricțiilor de materiale și de operare proprii instalației.

Structura convențională, proprie și tipului de instalație funcționând în țară cuprinde următoarele bucle de reglare monovariabile.

Fig. 23. Structura clasică de reglare

reglarea nivelului de catalizator din reactor prin acționarea asupra debitului de catalizator uzat (un sistem de protecție cu selector de semnal minim preîntâmpină deschiderea maximă a ventilului sertar de reglare care ar putea duce la schimbarea direcției de curgere a catalizatorului);

reglarea temperaturii în reactor prin acționarea asupra debitului de catalizator regenerat;

reglarea diferenței de presiune reactor-regenerator prin acționarea asupra ventilului de evacuare a gazelor din regenerator;

reglarea raportului CO/CO2 din gazele arse, determinat indirect prin intermediul diferenței de temperatură dintre stratul dens și temperatura din ciclon prin acționarea asupra debitului de aer refulat în atmosferă (cazul instalațiilor cu ardere parțială);

reglarea temperaturii materiei prime prin acționarea asupra debitului de combustibil a cuptorului tubular de preîncălzire a materiei prime;

reglarea de stabilizare a debitelor de alimentare cu materie primă, motorină recirculată, abur de stripare, cu posibilitatea modificării mărimior de referință a acestor bucle de reglare.

Această structură de reglare deși este bine acceptată de operatorii instalațiilor de cracare datorită unei acțiuni directe asupra unor variabile de bază ale procesului, nu pot însă să asigure eliminarea oportună a interacțiunilor între variabile. Aceasta face ca regimul de funcționare ales de operatori să se găsească cu o anumită distanță de rezervă (ineficientă economic) îndepărtat față de limitele impuse de restricții, valori limite care de obicei asigură funcționarea cea mai eficientă.

Sistemele evoluate de reglare bazate, într-o măsură crescândă, pe sisteme distribuite de conducere (DCS) păstrează de obicei la nivelul de bază (regulator) bucle de reglare clasice care sunt conduse de la nivelul ierarhic superior pe baza unor algoritmi de optimizare multivariabili. Anumite structuri de conducere prevăd mai multe nivele ierarhice având de obicei la vârf structuri care optimizează criterii de ordin economic.

Este important de subliniat faptul că implementarea acestor algoritmi evoluați de reglare, având adesea ca bază algoritmi optimali, presupun utilizarea modelelor matematice. O serie de structuri de automatizare, cu eficiență importantă, se bazează și pe reglare după perturbație.

Deși acest domeniu reprezintă un mare consumator de resurse materiale și umane atât în sfera cercetării cât și în cea a implementării practice iar interesul beneficiarilor industriali este foarte ridicat, literatura de specialitate prezintă doar aspecte de ordin general fără a furniza detalii legate de soluțiile concrete de realizare a strategiilor de conducere și structurilor de sisteme automate.

2. Utilizarea MATLAB-ului și a Simulink-ului în simularea proceselor

MATLAB este un limbaj performant utilizat pentru calcule tehnice. Într-un mediu ușor de folosit în care problemele și soluțiile sunt exprimate în notații matematice familiare, limbajul are integrate elemente de calcul, vizualizare și programare. Funcțiile tipice includ [34, 35]:

matematică și calcul;

dezvoltare de algoritmi;

modelare, simulare și creare de prototipuri;

analiză de date, explorare și vizualizare;

grafice științifice și inginerești;

dezvoltare de aplicații, inclusiv creare de Interfață Grafică pentru Utilizator (Graphical User Interface – GUI).

MATLAB este un sistem interactiv al cărui element de date de bază este o matrice care nu necesită dimensionare. Acest lucru permite rezolvarea multor calcule tehnice, în special cele cu matrici și vectori, într-o fracțiune din timpul care ar fi necesar pentru scrierea unui program într-un limbaj scalar non-interactiv, cum ar fi C sau Fortran.

Numele MATLAB reprezintă matrix laboratory (laborator de matrice). MATLAB a fost creat pentru a asigura un acces ușor la software-ul de matrici dezvoltat de către proiectele LINPACK și EISPACK, care, împreună, reprezintă tehnologia de vârf în software pentru calculul matricelor.

MATLAB a evoluat pe parcursul anilor cu ajutorul multor utilizatori. În universități reprezintă instrumentul educațional standard pentru cursuri introductive și avansate de matematică, inginerie și științe. În industrie, MATLAB este ales pentru cercetări de mare productivitate, dezvoltare și analiză.

MATLAB incorporează o familie de soluții specifice aplicațiilor, numite toolboxes (pachete de instrumente). Un lucru foarte important pentru majoritatea utilizatorilor MATLAB, toolbox-urile permit învățarea și aplicarea tehnologiei specializate. Toolbox-urile sunt colecții cuprinzătoare de funcții MATLAB (M-files – fișiere M) care extind mediul MATLAB pentru a rezolva clase specifice de probleme. Domeniile pentru care sunt disponibile toolbox-urile includ procesare de semnale, sisteme de control, rețele neuronale, logic[ fuzzy, unde, simulare, și multe altele.

Sistemul MATLAB

Sistemul MATLAB este compus din cinci părți principale:

Limbajul MATLAB. Acesta este un limbaj de matrici de înalt nivel cu instrucțiuni de control de flux, funcții, structuri de date, intrare/ieșire și componente de programare orientate pe obiecte. Permite atât „programarea la un nivel scăzut", pentru a crea rapid mici programe la care se poate renunța, cât și „programarea pe scară largă” pentru a crea programe și aplicații mari și complexe.

Mediul de lucru MATLAB. Acesta este setul de instrumente și facilități cu care se lucrează ca utilizator sau programator MATLAB. Include facilități pentru managementul variabilelor din spațiul dumneavoastră de lucru și import sau export de date. De asemenea include unelte pentru dezvoltarea, managementul, depanarea și profilarea fișierelor M, aplicațiile MATLAB.

Mediul grafic Acesta este sistemul grafic MATLAB. Include comenzi de înalt nivel pentru vizualizarea datelor bidimensionale și tridimensionale, procesare de imagine, animație și grafică de prezentare. De asemenea include comenzi de nivel scăzut care permite atât o personalizare grafică, cât și construirea unei Interfețe Grafice complete pentru aplicațiile dumneavoastră MATLAB.

Biblioteca de funcții matematice MATLAB. Aceasta este o colecție vastă de algoritmi de calcul începând cu funcții elementare cum ar fi sumă, sinus, cosinus și aritmetică complexă și mergând până la funcții mai complicate, cum ar fi inversul matricei, numărul caracteristic, funcții Bassel și transformări Fourier rapide.

Application Program Interface (API) – Interfața Programului de Aplicație a MATLAB-ului. Aceasta este o bibliotecă care permite scrierea de programe în C și în Fortran, care interacționează cu MATLAB. Include facilități pentru apelarea de instrucțiuni din MATLAB (legare dinamică), pentru apelarea la MATLAB ca și motor de calcul și pentru citirea și scrierea fișierelor MAT.

Simulink

Simulink, un program atașat al MATLAB-ului, este un sistem interactiv pentru simularea sistemelor nelineare in regim dinamic. Este un program grafic care se folosește cu mouse-ul și care permite modelarea unui sistem prin desenarea unei diagrame-bloc pe ecran și manipularea sa dinamică. Poate lucra cu sisteme lineare sau nelineare, în timp continuu sau în timp discontinuu, cu una sau mai multe variabile.

Blocksets – Seturile de blocuri sunt module adăugate la Simulink care asigură biblioteci suplimentare de blocuri pentru aplicații specializate, cum ar fi comunicații, procesare de semnal și sisteme electrice.

Real-time Workshop – Atelierul în timp real este un program care permite generarea de cod C din diagramele-bloc și rularea acestuia în cadrul multor sisteme în timp real.

Simulink este un pachet software pentru modelarea, simularea, și analiza sistemelor dinamice. Suportă sisteme lineare și nelineare, modelate în timp continuu, în intervale de timp discrete sau o combinare al celor două. Sistemele pot avea diferite părți preluate sau actualizate la diferite intervale de timp.

Pentru modelare, Simulink asigură o interfață grafică pentru construirea de modele ca diagrame-bloc, care se folosește prin operațiuni „click-and-drag” cu mouse-ul. Cu ajutorul acestei interfețe se pot desena modele la fel ca și cum s-ar desena cu creionul pe hârtie. Acesta este un real progres față de pachetele anterioare de simulare care necesitau formularea unor ecuații diferențiale și a unor ecuații cu diferențe finite într-un limbaj sau într-un program. Simulink include o bibliotecă de blocuri vastă de comenzi, surse, componente lineare și nelineare și conectori. Se pot, de asemenea, personaliza blocurile și creea propriile blocuri.

Modelele sunt ierarhice, astfel că se pot construi modele folosind atât abordări de sus în jos cât și abordări de jos în sus. Se poate vizualiza sistemul la nivel înalt, apoi efectua dublu click pe blocuri pentru a coborî la nivelele inferioare pentru a vedea detaliile modelului. Această abordare permite observarea organizării unui model modul de interacțiune între părțile acestuia.

După ce se definește un model, se poate simula, folosind mai multe metode de integrare, fie din meniurile Simulink, fie prin introducerea de comenzi în fereastra de comenzi MATLAB. Meniurile sunt convenabile în special pentru lucrul interactiv, în timp ce linia de comandă este foarte utilă pentru rularea unei secvențe de simulări (de exemplu, dacă se efectuează simulări Monte Carlo sau dacă se dorește definirea unei game de valori sau a unui parametru). Folosind scope-urile și alte blocuri de afișare, se pot vizualiza rezultatele simulării în timp ce aceasta rulează. În plus, se pot modifica parametrii și se poate vedea imediat ce se întâmplă, pentru explorarea "what if". Rezultatele simulării se pot transfera în spațiul de lucru MATLAB pentru post-procesare și vizualizare.

Uneltele pentru analiza modelului includ unelte de liniarizare și ajustare care pot fi accesate din linia de comandă MATLAB, plus alte unelte din MATLAB și din casetele de instrumente ale aplicațiilor sale. Datorită faptului că MATLAB și Simulink sunt integrate, puteți simula, analiza și revizui modelele dumneavoastră în oricare mediu și în oricare punct.

Solvers

Simularea modelelor Simulink implică integrarea numerică a seturilor de ordinary differential equations (ODE) (ecuații diferențiale obișnuite). Simulink asigură mai multe solvers pentru simularea unor astfel de ecuații. Datorită diversității comportamentelor sistemelor dinamice, unele solvers pot fi mai eficiente decât altele în rezolvarea unor anumite probleme. Pentru a obține rezultate corecte și rapide, trebuie avut grijă când se alege un solver și parametrii de setare.

Se poate alege între solvers cu pași variabili sau cu pași ficși. Solvers cu pași variabili își pot modifica mărimea pasului pe parcursul simulării. Acestea asigură controlarea erorilor și detectarea intersecției cu zero. Solvers cu pași ficși au aceeași mărime a pasului pe parcursul simulării. Acestea nu asigură controlarea erorilor și nici detectarea intersecției cu zero.

Solvers prestabilite. Dacă nu alegeți un solver, Simulink va alege unul în funcție de starea modelului dumneavoastră:

Dacă modelul are o stare continuă, se folosește ode45. ode45 este un solver universal excelent. Totuși, dacă știți că sistemul dumneavoastră prezintă o variație bruscă și dacă ode45 nu furnizează rezultate acceptabile, se poate încerca ode15s.

Dacă modelul nu are o stare continuă, Simulink utilizează solver cu pași variabili numit „discret”, și afișează un mesaj care indică faptul că nu folosește ode45. Simulink asigură de asemenea un solver cu pași ficși numit „discret”. Acest model prezintă diferența dintre cele două solvers discrete.

Solvers cu pași variabili.  Se poate alege dintre: ode45, ode23, ode113, ode15s, ode23s, și discret. Cel prestabilit este ode45 pentru sisteme cu stari, sau discret pentru sisteme fără stari:

ode45 se bazează pe o formulă Runge-Kutta (4,5) explicită, perechea Dormand-Prince. Este un solver cu monopas; cu alte cuvinte, pentru calcularea y(tn), este necesară doar soluția punctului precedent, y(tn-1). În general, ode45 este cel mai bun solver de folosit ca „primă soluție” pentru majoritatea problemelor.

ode23 se bazează de asemenea pe o pereche explicită Runge-Kutta (2,3) de Bogacki and Shampine. Poate fi mai eficient decât ode45 la toleranțe brute și în prezența unei rigidități ușoare. ode23 este un solver monopas.

ode113 este un solver Adams-Bashforth-Moulton PECE cu ordin variabil. Poate fi mai eficient decât ode45 la toleranțe stringente. ode113 este un solver multipas; cu alte cuvinte, necesită de obicei soluții de la mai multe puncte precedente pentru a calcula soluția curentă.

ode15s un solver cu ordin variabil bazat pe numerical differentiation formulas (NDF) (formule numerice de diferențiere). Acestea sunt înrudite cu backward differentiation formulas, (BDF) (formule de diferențiere inversă) (cunoscute și ca metoda lui Gear), dar sunt mai eficiente. Ca și ode113, ode15s este un solver multipas. Dacă se consideră că o problemă este rigidă sau dacă ode45 a fost ineficient, se poate încerca ode15s.

ode23s este bazat pe o formulă Rosenbrock de ordinul 2 modificată. Deoarece este un solver monopas, poate fi mai eficient decât ode15s la toleranțe brute. Poate rezolva unele tipuri de probleme rigide pentru care ode15s nu este eficient.

ode23t este o implementare a regulii trapezului folosind un interpolant „liber”. Se poate folosi acest solver dacă problema este moderat rigidă și dacă este nevoie de o soluție fără amortizare numerică.

ode23tb este o implementare a TR-BDF2, o formulă Runge-Kutta implicită, cu o primă etapă reprezentată de regula trapezului și o a doua etapă reprezentată de o formule de diferențiere inversă de ordinul doi. Prin construcție, se utilizează aceeași matrice iterativă în evaluarea ambelor etape. La fel ca ode23s, acest solver poate fi mai eficient decât ode15s la toleranțe brute.

Solverul discret (cu pas variabil) este solverul pe care Simulink îl alege atunci când detectează că modelul dumneavoastră nu are o stare continuă.

Modul de funcționare al Simulink-ului

Fiecare bloc din cadrul unui model Simulink are următoarele caracteristici generale: un vector de intrări, u, un vector de ieșiri, y, și un vector de stare, x:

Vectorul de stare poate fi alcătuit din stări continue, stări discrete, sau o combinație între cele două. Relațiile matematice între aceste cantități sunt exprimate prin următoarele ecuații

Simularea este alcătuită din două faze: inițializare și simulare. Pe parcursul fazei de inițializare:

   1. Parametrii bloc sunt transferați în MATLAB pentru evaluare. Valorile numerice care rezultă sunt folosite ca parametrii bloc actuali.

   2. Ierarhia modelului este aplatizată. Fiecare subsistem care nu este un subsistem executat condițional este înlocuit de blocul pe care îl conține.

   3. Blocurile sunt sortate în ordinea în care trebuie să fie actualizate. Algoritmul de sortare alcătuiește o listă, astfel încât orice bloc cu alimentare directă nu este actualizat până când blocurile care conduc intrările acestuia nu sunt actualizate. Pe parcursul acestui pas sunt detectate bucle algebrice.

   4. Conectările între blocuri sunt verificate pentru a se controla dacă lungimea vectorului ieșirii fiecărui bloc este aceeași cu a intrării necesare blocurilor pe care le acționează.

Un model este simulat folosind integrarea numerică. Fiecare solver ODE (metode de simulare) depinde de capacitatea modelului de a furniza derivatele stărilor sale continue. Calcularea acestor derivate presupune un proces în două etape. Mai întâi, este calculată ieșirea fiecărui bloc în ordinea determinată la sortare. Apoi, în a doua etapă, fiecare bloc calculează derivatele sale bazate pe timpul curent, intrările și stările sale. Vectorul derivat care rezultă se întoarce în solver, care îl folosește pentru a calcula un nou vector de stare la punctul de timp următor. Odată ce acesta este calculat, blocurile de date preluate ca model și blocurile scope sunt actualizate.

3. Regulatorul PID (Proporțional – Integral – Derivativ)

Scop și obiective:

Algoritmul PID este cel mai popular regulator de reacție folosit în procesele industriale. A fost folosit cu succes de peste 50 de ani. Este un algoritm viguros, ușor de înteles care poate furniza o performanță excelentă de control în ciuda caracteristicilor dinamice variate [15, 36 ].

Algoritmul PID

După cum ne spune numele, algoritmul PID are la bază 3 componente: proporțional, integral și derivativ. Pentru utilizarea acestui algoritm este necesar să decidem care component va fi folosit (P, I sau D?), după care specificăm parametrii pentru fiecare în parte. În principiu, 3 algoritmi de bază sunt folosiți: P, I sau PID.

Algoritmul Proportional (P)

Reprezentarea matematică este următoarea:

, în domeniul Laplacian (3.1)

sau

, în domeniul timp. (3.2)

mv – manipulated value;

cv – control value.

Rolul componentei proporțional este de a ajusta semnalul de ieșire direct proporțional cu mărimea de intrare (care este eroarea staționară a semnalului, notată cu e). Parametrul ajustabil specificat este factorul de amplificare, kc. Cu cât kc este mai mare, cu atât mărimea de ieșire se va schimba în funcție de eroare. Mulți dintre producătorii de instrumente folosesc banda de proporționalitate (BP) în loc de kc.

Expresia în domeniului timp, de asemenea, indică faptul că regulatorul necesită calibrarea în jurul punctului de operare stabilizat (ajuns în regim staționar). Acesta este indicat de termenul constant, mvss, care reprezintă semnalul în regim staționar pentru mv și este utilizat pentru a asigura că cv este la o valoare de referință pentru eroare zero. În domeniul Laplacian acest termen dispare datorită reprezentării “devierii variabilei”.

Regulatorul proporțional reduce erorile dar nu le elimină (doar dacă procesul are proprietăți de integrare naturale) astfel că între valoarea actuală și cea dorită va exista o diferență.

Algoritmul Proportional – Integral (PI)

Reprezentarea matematică este următoarea:

(3.3)

sau

(3.4)

Rolul componentei de integrare (cunoscută și sub numele de readucere la zero/reajustare), este de a corecta orice diferență care poate apărea între valoarea dorită (cea de referință) și cea de ieșire din proces. Parametrul ajustabil specificat este timpul de integrare a regulatorului,.

Ti este folosit pentru a descrie modul de funcționare integrativ. Reajustarea este timpul pentru ca o acțiune integrativă să producă aceeași schimbare în mv ca și metodele proporționale. Considerăm figura de mai jos:

Fig. 24. Răspunsul algoritmului PI la un semnal treaptă al erorii

(3.5)

Figura 3.1 ne arată cum va arăta mărimea de ieșire la un semnal treaptă al erorii. Magnitudinea treptei este Kce. Metoda integrativă cauzează apoi urcarea în ‘rampă’ a termenului mv. În timpul perioadei ‘de la 0 la Ti’, mv creste iar cu Kce.

Integrala “wind-up”

Când un regulator, care posedă acțiuni integrative, primește un semnal de eroare pentru o perioadă semnificativă de timp, elementul integrativ al regulatorului va crește cu o rată guvernată de timpul de integrare al regulatorului. Aceasta va cauza în cele din urmă creșterea variabilei reglate la 100% (sau 0%) din scala ei, adică limitele ei maxime sau minime. Acest fenomen este cunoscut sub numele de integral “wind-up”. O eroare persistentă poate exista datorită unui număr de scenarii, unul dintre cele mai comune fiind sistemul de control suprareglat. Suprareglarea are loc când un alt regulator preia controlul asupra unei bucle în special, din motive de siguranță. Regulatorul inițial nu este oprit, astfel încât tot primește un semnal de eroare, care în timp provoacă fenomenul de wind-up. Sunt multe tehnici utilizate pentru a preîntâmpina acest fenomen. Una din aceste tehnici este reprezentată de cunoscuta “reacție externă de resetare”(Luyben, 1990). Aici, semnalul de control al robinetului, este de asemenea trimis la regulator. Regulatorul posedă o logică care îi permite să integreze eroarea atunci când semnalul ei ajunge la valoarea de control, dar rupe bucla dacă regulatorul suprareglat manipulează robinet.

Algoritmul Proportional-Integral-Derivativ (PID)

Reprezentarea matematică este următoarea:

(3.6)

sau

(3.7)

Rolul componentei derivative este de a anticipa încotro se îndreaptă procesul prin analizarea în timp a capacității de încărcare a variabilelor reglate. TD este timpul de derivare și caracterizează acțiunea derivativă (prin unități de minute). În teorie, acțiunea derivativă ar trebui sa îmbunătățească întotdeauna răspunsul dinamic și chiar reușește în multe bucle. Totuși, în alte bucle, problema semnalelor zgomotoase, fac acțiunea derivativă nedorită (diferențierea semnalelor zgomotoase se pot traduce în mișcări excesive de mv).

Spre deosebire de P sau I, acțiunea derivativă depinde de panta erorii. Dacă eroarea este constantă atunci acțiunea derivativă este nulă.

Înainte de a începe acordarea regulatorului PID, este importantă cunoașterea configurației algoritmului PID. Majoritatea manualelor cu reguli de acordare sunt valabile doar pentru construcții ideale. Dacă algoritmul este diferit atunci parametrii regulatorului, propuși de o metodologie specială de acordare, vor fi modificați.

Regulatorul PID ideal

Reprezentarea matematică pentru acest algoritm este următoarea:

(3.8)

Un dezavantaj al acestei configurații ideale ar fi că o schimbare bruscă a valorii de referință va determina creșterea termenului derivativ și astfel va provoca elementului de control final un salt derivativ – ceea ce nu este de dorit. O implementare alternativă este:

(3.9)

Modul derivativ acționează asupra măsurării și nu asupra erorii. După o schimbare a valorii de referință, ieșirea se va mișca încet evitând astfel “saltul derivativ”. Aceasta este o caracteristică standard, des întâlnită în rândul regulatoarelor comerciale.

PID în serie

Reprezentarea matematică a acestui algoritm este următoarea:

(3.10)

O dată cu implementarea ideală, metoda “în serie” poate include fie derivarea erorii, fie cea a măsurării, caz în care, reprezentarea matematică devine:

(3.11)

PID in paralel

Descrierea matematică:

(3.12)

Amplificarea proporțională acționează doar asupra erorii, având în vedere faptul că algoritmul ideal acționează atât asupra componentei integrale cât și a celei derivative.

Acordarea regulatorului

Acordarea regulatorului implică selectarea celor mai bune valori a lui kc, Ti sau Td (dacă un algoritm PID este folosit). Aceasta este de obicei o metodă subiectivă și este cu siguranță dependentă de proces. Un număr de metode au fost propuse de literatură în ultimii 50 de ani. Cu toate acestea, recente cercetări ne arată că:

30% dintre regulatoare montate sunt operate manual.

30% dintre bucle cresc variabilitatea.

25% dintre bucle folosesc setări standard.

30% dintre bucle au probleme cu echipamentele.

O posibilă explicație pentru aceasta este lipsa de înțelegere a proceselor dinamice, a algoritmului PID sau de cunoaștere, privind procedurile de acordare eficiente. Această zonă de notițe se concentrează asupra procedurilor de acordare a PID, sugestia fiind, dacă un regulator PID poate fi acordat corespunzător, reprezintă un prilej mare pentru a îmbunătăți performanța operațională a unui proces chimic.

În general, în acordarea regulatorului PID, scopul este de a potrivi profiluri de răspuns ideal, preconcepute pentru sisteme cu buclă închisă. Următoarele profiluri de răspuns sunt tipice.

Servomecanism (comandă aservită)

Termenii utilizați pentru a descrie caracteristicile răspunsului de amortizare slabă sunt:

Suprareglarea: aceasta este magnitudinea cu care variabilele reglate oscilează după valoarea prescrisă. Valoarea de 5/10 % suprareglare este acceptată pentru majoritatea buclelor.

Timpul de creștere: timpul de care are nevoie ieșirea procesului pentru a atinge valoarea dorită.

Tact de eșantionare: rata de maximă amplitudine a oscilațiilor succesive

Timp de revenire: timpul de care are nevoie ieșirea procesului să se încadreze între +/- 5% față de valoarea prescrisă.

Aceste caracteristici sunt adesea folosite ca și obiective în cadrul unui exercițiu de acordare.

Controlul regulatorului

Initial, perturbația cauzează mișcarea procesului dincolo de valoarea dorită. Atunci regulatorul ajustează mv pentru ca cv-ul să se reîntoarcă, încet, la valoarea prescrisă. În alte cuvinte, impactul pe care perturbația o are asupra sistemului cu bucla inchisă, este eliminat și sistemul se poate întoarce la valoarea dorită. O funcție de transfer care poate fi folosită pentru a modela acest comportament este:

, (3.13)

în care constanta λ modelează efectul de “vârf” al perturbației la fel de bine ca și viteza cu care sistemul se întoarce la starea staționară.

Reguli de acordare

Tabel 3.1

Adesea, cu sisteme de nivel, următoarea valoare exactă prescrisă nu este esențială, din acest motiv regulatorul proporțional este de multe ori folosit. Dinamica temperaturii buclei poate fi din cauza întârzierii procesului de transfer de căldură. Timpul mort este posibil, în special în schimbătoarele de căldură.

În consecință, sunt preferate regulatoarele PID. Dinamica curgerii buclei este în general rapidă (de ordinul secundelor). Dinamica controlului robinetului este în mod normal cea mai înceată în buclă. Sistemele de curgere sunt zgomotoase. Cu toate acestea, zgomotul poate fi tratat doar prin reducerea amplificării.

Metoda Ziegler – Nichols cu buclă închisă

Metoda este simplă. În primul rând, trebuie setat regulatorul doar pe componenta proporțional. Următorul pas constă în a seta amplitudinea regulatorului (kc) la o valoare mică. Trebuie făcută o mică modificare asupra valorii prescrise după care se observă răspunsul variabilei reglate. Dacă kc este mic, atunci răspunsul ar trebui sa fie lent. Trebuie să creștem factorul de amplificare cu un divizor de 2 și să facem o nouă modificare a valorii prescrise. Tot creștem kc până când răspunsul devine oscilant. În final, ajustăm kc până când este obținut un răspuns care produce oscilații continue. Aceasta este cunoscută ca și fiind ultima amplificare (ku). Trebuie notată perioada de oscilații (Pu). Valorile optime sunt apoi obținute din următorul tabel:

Tabel 3.2 Valorile parametrilor regulatorului pentru acordarea optimă

Utilizarea practică a tehnicii

Este imprudent forțarea sistemului într-o situație în care există oscilații continue, aceasta reprezentând limita la care sistemul de reacție este stabil. În general este bună ideea de oprire la momentul în care au fost obținute câteva oscilații, după care este posibil aproximarea perioadei (Pu) și dacă amplificarea în acest moment este considerată ca și ultima amplificare (ku), atunci această tehnică va furniza un regim de acordare mai conservator.

Cohen – Coon

Cohen – Coon au recomandat următoarele setări pentru răspunsuri având ¼ tacturi de eșantionare, deviații minime și alte proprietăți favorabile.

Tabel 3.3 Valorile parametrilor regulatorului pentru acordarea optimă

În tabel, kp este amplificarea procesului, τ este constanta timpului de proces și θ este temporizarea procesului.

Utilizarea practică a tehnicii

Dacă întârzierea procesului este mică (în limita apropierii de 0), sunt prezise creșteri mari a amplificării regulatorului. Astfel această metodă nu este potrivită pentru sistemele în care temporizarea procesului este 0.

Sinteze directe

Acesta este un model bazat pe tehnică de acordare. Se folosește un model de proces identificat în conjunctură cu un utilizator de o caracteristică de răspuns cu buclă inchisă. Un avantaj al acestei abordări este acela că furnizează pătrunderea în rolul modelului, în designul sistemului de control. Un dezavantaj ar fi că un regulator PID nu poate fi realizat doar dacă un formular de model adecvat este folosit pentru a sintetiza legea de control.

Acordarea servo controlului

Fie: Gp – dinamica procesului

Gc – dinamica regulatorului.

Dacă toate celelalte elemente dinamice în cadrul buclei sunt ignorate, atunci următoarea funcție de transfer pentru buclă închisă, poate fi derivată:

(3.14)

Această relație poate fi rearanjată pentru a da o expresie pentru legea de control a reacției:

(3.15)

Cu alte cuvinte, regulatorul cuprinde inversul modelului de proces (comun pentru tehnicile de design bazate pe model) la fel ca și specificația pentru caracteristica răspunsului pentru buclă închisă, cv/SP.

Un model de proces poate fi obținut prin identificarea echipamentului. Caracteristica răspunsului pentru buclă închisă, cv/SP, trebuie specificată. O simplă specificare este: , în care λ – constanta de timp a unei bucle închise precizate.

Substituind această specificare în relația de mai sus, avem:

(3.16)

unde s-a presupus că funcția de transfer a procesului este:

, de ordinul întâi, fără timp mort. (3.17)

Forma ideală a unui regulator PI, bazat pe această descriere de proces, este:

și Ti = τp . (3.18)

Pentru sintetizarea unui regulator PID avem două opțiuni:

Alegerea TD = Ti/4

Modelarea procesului folosind o funcție de transfer de ordinul 2.

Sisteme cu întârziere de timp

Urmărind derivarea prezentată, rezultă următoarea lege de control:

(3.19)

Observăm că următoarea specificație de răspuns a fost utilizată:

(3.20)

Legea de control este de forma non-standard datorită termenilor de întârziere. Presupunem că este aproximată de o expansiune a seriei Taylor de ordinul I: ~ 1 – θs

Substituind la numitorul ecuației 3.19 , obținem:

(3.21)

Nu este necesar să aproximăm timpul de întârziere aflat la numărătorul ecuației 3.19, deoarece este redus de un termen identic în funcția de transfer a procesului, Gp(s), rezultând:

(3.22)

care reprezintă forma unui regulator PI ideal, unde:

și Ti = τp. (3.23)

Observăm natura intuitivă a calculării amplificării regulatorului: pe masură ce timpul de întârziere crește, amplificarea regulatorului descrește.

Acordarea pentru controlul regulatorului

Cu referire la diagrama bloc a buclei închise, pentru controlul regulatorului următoarea funcție de transfer a buclei închise poate fi derivată,

(3.24)

Această expresie a buclei închise poate fi rearanjată sub forma unei legi de control de reacție astfel:

(3.25)

Din nou, acest regulator conține inversul modelului de proces la fel ca și specificația pentru caracteristica răspunsului a buclei închise, cv/dv.

Modelul procesului este obținut prin identificarea echipamentului, cu toate acestea caracteristica răspunsului a buclei închise, cv/dv, trebuie specificată de proiectant. Folosind specificația simplă descrisă mai devreme avem următoarea ecuație:

, (3.26)

unde λ este specificat de utilizator. Substituind aceasta în ecuația de mai sus și rearanjând, obținem:

(3.27)

Această ecuație este identică cu cea a servo-controlului. De aici, amplificarea regulatorului și termenul de integrare pentru un regulator PI, este dată de:

și Ti = τp. (3.28)

Concluzii:

S-a prezentat reglarea de tip PID, au fost analizati diferiți algoritmi de control, diferitele structuri de algoritmi care există și reguli standard de acordare. Regulile de acordare includ: Ziegler – Nichols, Cohen – Coon și sinteze directe. De reținut, sunt următoarele:

Regulile de acordare sunt valabile doar pentru structura de control PID ideală și orice setare de parametri de acordare, trebuie modificata (ajustata) dacă o implementare alternativă de PID este utilizată.

Regulile de acordare sunt valabile doar pentru procese autoreglabile (bucla deschisă stabilizează procesele cum ar fi cele descrise de ordinul I + timp mort).

Din fericire, majoritatea proceselor sunt autoreglabile, excepție făcând sistemele de reglare a nivelului.

4. Matricea Amplificărilor Relative (MAR/RGA – relative gain array)

Matricea amplificărilor relative este definită ca fiind raportul între amplificarea în buclă deschisă dintre o intrare i și o ieșire j și amplificarea în buclă închisă dintre aceleași intrări/ieșiri, când toate celelalte bucle sunt reglate perfect (variabila reglată = prescriere). MAR este un instrument util pentru a măsura interacțiunea între intrări și ieșiri. Valori mari ale elementelor MAR indică un proces dificil de reglat [3, 17].

Matricea amplificărilor relative,, are forma generală:

(4.1)

OBSERVAȚII:

– MAR staționară furnizează o măsură a interacțiunilor în regim staționar , NU și de regim dinamic; se definește totuși și MAR dinamică: (s)

– MAR este o matrice pătratică

– determinarea MAR se poate face:

experimental (metodă dificilă)

analitic:

Pentru un proces cu model pătratic (numărul de intrări identic cu numărul de ieșiri), MAR se calculează cu relația:

=( HP).x( HP-1)T, în care: (4.2)

HP – matricea de transfer a procesului în regim staționar,

“ .x ” – simbolizează produsul element cu element al matricilor.

O valoare apropiată de unitate a amplificărilor în buclă închisă și în buclă deschisă, ceea ce va face ca procesul să fie în mică măsură sensibil la interacțiunile între buclele de reglare descentralizate (independente). Valori apropiate de unitate sunt ideale pentru reglarea descentralizată dar și pentru reglarea multivariabilă.

Stabilirea unor perechi de mărime de execuție – mărime reglată corespunzând la valori negative ale MAR staționare trebuie evitată pentru că, în cazul conducerii descentralizate, pot apărea următoarele comportări nedorite:

sistemul în buclă închisă poate deveni instabil;

bucla care are valori negative ale MAR staționare poate deveni instabilă;

dacă bucla în discuție este deschisă, restul sistemului aflat în bucla închisă poate deveni instabil.

Stabilirea de perechi mărime de execuție/mărime reglată după valori mari ale elementelor MAR, în special, în zona frecvenței de tăiere, trebuie evitată.

5. Simularea dinamică a procesului de cracare catalitică

Modelarea grupului reactor-regenerator al instalației de cracare catalitică reprezintă singurul fundament eficient pentru abordarea unor metode de conducere evoluată de proces complex atât prin natura fenomenelor chimice și fizice cât și prin dimensiunea sistemică.

Noul model matematic elaborat pentru instalația de cracare catalitică a fost testat prin simulări dinamice. Modelul a fost implementat în limbaj MATLAB iar pentru simulare a fost utilizată extensia sa SIMULINK [55]. Datorită caracterului neliniar al modelului acesta a fost reprezentat ca o funcție s. Acest mod de reprezentare permite integrarea ulterioară a modelului într-o aplicație extinsă pentru simularea conducerii predictive după model.

Mărimile de intrare ale rețelei și ale modelului, in urma simulăriilor, au variat pe următoarele domenii:

svrgc – deschiderea ventilului pe debit de catalizator regenerat

svrgc = 0.35 – 0.4

svsc- deschiderea ventilului pe debit de catalizator uzat

svsc = 0.35 – 0.4

V14 – deschiderea ventilului pe traseul de evacuare gaze arse din regenerator

V14 = 0.5655-0.59

V7- deschiderea ventilului de pe traseul de aer eșapat

V7 = 0.038-0.047

Mărimile reglate sunt:

– Wr-zestrea de catalizator in reactor

– Treg- temperatura din regenerator

– Tr- temperatura din reactor

– XO2sg- concentratia de oxigen în gazele arse la ieșirea din regenerator

Legătura dintre mărimile de intrare și mărimile reglate este următoarea:

– svsc Wr

– svrgc Treg

– V14 XO2sg

– V7 Tr

Este important de precizat faptul că, colerarea dintre mărimile de intrare și cele de ieșire s-a realizat pe baza matricii amplificărilor relative [3].

Tabel 5.1 Matricea amplificărilor relative pentru structura 4×4

6. Rezultatele obținute în urma folosirii regulatorului PID în reglarea procesului de cracare catalitică

Am studiat reglarea procesului de cracare catalitică prin două metode:

Modul de funcționare a sistemului de reglare automată (SRA) când se modifică prescrierea.

Modul de funcționare a SRA când apare o perturbație.

6.1 Modul de funcționare a SRA când se modifică prescrierea

Pentru început am reglat numai o mărime, Treg. Diagrama simulink folosită este:

Fig. 25. Diagrama de reglare a mărimii Treg

După cum se poate observa în această diagramă, exista un bloc numit Matlab Function. Acest bloc reprezintă regulatorul nostru PID și conține funcția ce-l descrie. Simularea a fost făcută pentru un timp de 40000 s, cu ajutorul solverului cu pași variabili ode23tb, considerând o eroare relativă maximă admisibilă de 10-3. În urma simulării am obținut următorul grafic:

Fig. 26. Procesul reglat cu variația prescrierii pentru Treg, de la 685.060C la 686.110C. (linia mov – valoarea staționară; linia verde – valoarea prescrisă; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Am continuat cu reglarea a două, trei și patru mărimi. Rezultatele au fost următoarele:

Fig. 27. Procesul reglat cu variația prescrierii pentru două mărimi: a) Treg (de la 685.060C la 686.110C) și b) Wr (de la 55.67 t la 57.14 t). (linia mov – valoarea staționară; linia verde – valoarea prescrisă; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 28. Procesul reglat cu variația prescrierii pentru trei mărimi: a) Treg (de la 685.060C la 686.110C), b) Wr (de la 55.67 t la 57.14 t) și c) xO2 (de la 2.8*10-3 moli O2/moli aer la 30*10-3 moli O2/moli aer). (linia mov – valoarea staționară; linia verde – valoarea prescrisă; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 29. Procesul reglat cu variația prescrierii pentru patru mărimi: a) Treg (de la 685.060C la 686.110C), b) Wr (de la 55.67 t la 57.14 t), c) xO2 (de la 2.8*10-3 moli O2/moli aer la 30*10-3 moli O2/moli aer) și d) Tr (de la 516.990C la 518.330C). (linia mov – valoarea staționară; linia verde – valoarea prescrisă; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Aceste răspunsuri au fost obținute fără aplicarea unei perturbații asupra procesului.

În urma simulărilor s-a observat faptul că erorile staționare sunt nule, acestea fiind eliminate de către componenta integrală, iar în ceea ce privește suprareglarea cât și timpii de stabilizare, se constată valori bune.

Reglarea unui sistem multivariabil crește în dificultate proporțional cu numărul de mărimi reglate.

6.2 Modul de funcționare a SRA când apare perturbația

Perturbațiile care au fost aplicate procesului sunt:

Kc (constanta de viteză de cocsare) . Variația caracteristicii de cocsare a materiei prime a fost inclusă ca perturbație pentru a studia efectul modificării proprietățiilor materiei prime. S-a considerat că efectul variației acestei constante de viteză pune în evidența una din principalele componente perturbatoare legate de materiile prime datorită impactului puternic pe care îl are asupra bilanțului termic al instalației. Acest tip de perturbație face parte din categoria perturbațiilor nemăsurabile. Perturbația a fost aplicată la momentul de timp t=1000s. În cazul de față Kc variază de la 0.0093 – 0.01.

Următoarele rezultate au fost obținute:

Fig. 30. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.0096 pentru Treg (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 31. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.0096 pentru: a) Treg și b) Wr (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 32. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.0096 pentru: a) Treg, b) Wr și c) xO2 (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 33. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.0096 pentru: a) Treg, b) Wr, c) xO2 și d) Tr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

În urma simulărilor, după aplicarea perturbației Kc, s-a observat că, spre deosebire de reglarea cu variația prescrierii, chiar dacă suprareglarea este ușor mai ridicată ca valoare, timpul de stabilizare este mai mic; erorile staționare sunt nule, acestea fiind eliminate de către componenta integrală.

În urma modificării valorii lui Kc (de la 0.0096 la 0.01), obținem următoarea comportare a sistemului:

Fig. 34. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.01 pentru: a) Treg. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 35. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.01 pentru: a) Treg și b) Wr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 36. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.01 pentru: a) Treg, b) Wr și c) xO2 (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 37. Procesul reglat cu perturbatia Kc = 0.01 pentru: a) Treg, b) Wr, c) xO2 și d) Tr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Din aceste figuri observăm că, cu toate că factorul perturbator crește ca și valoare, reglarea este bună: suprareglarea și timpii de stabilizare sunt buni, erorile staționare sunt nule, acestea fiind eliminate de către componenta integrală.

De asemenea, reglarea unui sistem multivariabil crește în dificultate proporțional cu numărul de mărimi reglate.

În continuare, sunt prezentate rezultatele obținute în urma reglării cu perturbație asupra lui ΔPfrac.

– ΔPfrac (căderea de presiune între reactor și coloana principală de fracționare). Această perturbație pune în evidență efectul unor abateri de la regimul nominal de funcționare al coloanei, asupra sistemului reactor-regenerator. Astfel, variații în presiunea coloanei principale de fracționare pot apărea când: debitul de vapori se modifică, traficul intern de vapori și lichid din coloană se modifică datorită variațiilor în sarcina condensatorului sau reboilerului; apar variații de presiune în instalația de recuperare a produselor valoroase din aval de coloana de fracționare. Perturbația a fost aplicată la momentul de timp t = 1000s. În cazul de față ΔPfrac variază de la 0.63 – 0.88 atm. În urma simulării s-au obținut rezultatele:

Fig. 38. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.66 atm pentru Treg (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 6.15 Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.66 atm pentru: a) Treg și b) Wr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 39. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.66 atm pentru: a) Treg b) Wr și c) xO2. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 40. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.66 atm pentru: a) Treg b) Wr c) xO2 și d) Tr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

În urma comparării acestor grafice cu cele cu perturbația Kc, putem aprecia că perturbația ∆Pfrac, s-a reglat mai repede decât coeficientul vitezei de depunere a cocsului pe catalizator, Kc, fiind și perturbația cu amplitudinea de variație cea mai mare.

Și în cadrul acestui set de simulări, am efectuat modificări asupra valorii ∆Pfrac (de la 0.63 – 0.68), în urma cărei am obținut următoarea comportare a sistemului:

Fig. 41. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.68 atm pentru: a) Treg. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 42. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.68 atm pentru: a) Treg și b) Wr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 43. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.68 atm pentru: a) Treg, b) Wr și c) xO2. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 44. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.68 atm pentru: a) Treg, b) Wr c) xO2 și d) Tr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Rezultatele sunt asemănătoare celor cu ΔPfrac = 0.66 atm, dorind doar să completez că suprareglarea în acest caz are valori ușor mai ridicate.

În continuare, sunt prezentate rezultatele ultimului set de simulări pentru ∆Pfrac = 0.88 atm, în urma cărora, am obținut următoarea comportare a sistemului:

Fig. 45. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.88 atm pentru: a) Treg. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 46. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.88 atm pentru: a) Treg și b) Wr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 47. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.88 atm pentru: a) Treg, b) Wr și c) xO2. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Fig. 48. Procesul reglat cu perturbatia ΔPfrac = 0.88 atm pentru: a) Treg, b) Wr, c) xO2 și d) Tr. (linia neagră – procesul nereglat; linia punctată mov – valoarea staționară; linia albastră – evoluția variabilei de ieșire reglată)

Din aceste ultime figuri putem trage următoarea concluzie: în ceea ce privește reglarea cu perturbația ΔPfrac , cu toate că suprareglarea are valori ușor mai ridicate pe măsură ce tot creștem ΔPfrac, setul de valori obținute se încadrează într-o zonă bună de reglabilitate.

7. Concluzii

Lucrarea cuprinde, ca premisă, o investigare bibliografică a nivelului de cunoaștere a modelării matematice a instalației de cracare catalitică și a simulării acestui sistem neliniar complex. Pe baza acestei investigații, a datelor constructive și de operare provenind de la o instalație aflată în funcțiune în țară a fost elaborat un model matematic dinamic pentru ansamblul – reactor, regenerator, conducte de circulație catalizator sistem de preîncalzire, suflanta de aer, compresor de gaze – fiind constituit dintr-un număr de 20 de ecuații diferențiale și peste 50 de ecuatii algebrice. S-a realizat un simulator dinamic pe baza noului model al instalației și implementat în mediul de programare MATLAB cu extensia sa SIMULINK. Acest simulator e neliniar, complex dar flexibil și capabil de a prezenta 31 de variabile de proces în evoluția lor temporală.

Ecuațiile de bilanț de masă, energie și impuls, în majoritate pentru regim dinamic, descriu: temperaturile, presiunile, debitele de aer, gaze arse și catalizator uzat/regenerat; concentrațiile produselor și cantitatea de cocs pe catalizator uzat și regenerat.

Avantajele folosirii modelului:

În cadrul proiectării, pentru: studiul de fezabilitate, evaluarea tehnică, economică și de mediu, analiza influenței modificării parametrilor asupra performanțelor, optimizarea parametrică și structurală, analiza dinamicii procesului, minimizarea deșeurilor și a emisiilor poluante;

În cadrul conducerii procesului, la: examinarea strategiilor de reglare, determinarea strategiilor de reglare optime

Siguranța instalației: detectarea regimurilor de funcționare periculoase, estimarea emisiilor accidentale și a efectelor accidentelor;

Pregătirea personalului, pe baza simulatoarelor: operare în regim de pornire / oprire, operare în condiții normale, operare în condiții de avarie;

Regulatorul PID utilizat este de tip discret cu anti-windup, fiind realizat sub forma unui bloc numit Matlab Function.

Acordarea regulatoarelor PID s-a făcut prin încercări repetate fiind adoptată o metodă de abordare tip experimental, de aducere la limita de oscilație. Este de menționat faptul că acordul regulatoarelor PID s-a efectuat astfel încât să prezinte o comportare bună pentru ambele tipuri de perturbații considerate.

În urma simulărilor efectuate am observat că mărimile reglate sunt aduse la valorile prescrise într-un timp scurt. Putem aprecia că perturbația cu amplitudinea de variație cea mai mare a constituit-o căderea de presiune pe coloana principală de fracționare, ∆Pfrac , care de altfel s-a reglat mai repede decât coeficientul vitezei de depunere a cocsului pe catalizator, Kc.

În urma simulărilor, în cadrul reglării cu variația prescrierii, s-a observat faptul că erorile staționare sunt nule, acestea fiind eliminate de către componenta integrală, iar în ceea ce privește suprareglarea cât și timpii de stabilizare, se constată valori bune.

După aplicarea perturbației Kc, s-a observat că, spre deosebire de reglarea cu variația prescrierii, chiar dacă suprareglarea este ușor mai ridicată ca valoare, timpul de stabilizare este mai mic; erorile staționare sunt de asemenea nule, acestea fiind eliminate de către componenta integrală.

În ceea ce privește reglarea cu perturbația Kc, observăm că regulatorul funcționeaza bine astfel că prin creșterea valorii perturbației(de la 0.0096 la 0.01), reglarea este bună.

Comparând rezultatele între reglarea cu perturbația Kc și cea cu ∆Pfrac, putem aprecia că perturbația ∆Pfrac, s-a reglat mai repede decât coeficientul vitezei de depunere a cocsului pe catalizator, Kc, fiind și perturbația cu amplitudinea de variație cea mai mare.

Și în cazul reglării cu perturbația Kc, regulatorul funcționeaza bine: timp de stabilizare mic cu toate că suprareglarea are valori ușor mai ridicate.

În concluzie, reglarea unui sistem multivariabil crește în dificultate proporțional cu numărul de mărimi reglate dar putem spune că regulatorul nostru face față perturbațiilor ce intervin asupra sistemului dovedind astfel că o strategie de tip multivariabil poate să conducă la performanțe de reglare bune.

Printre viitoarele obiective propuse enumăr:

reglarea PID folosind mai multe variabile reglate,

testarea mai multor structuri de reglare,

reglarea predictivă după model a instalației de cracare catalitică.

PARTEA A III-A

BIBLIOGRAFIE.

1. Suciu, G. C; Țunescu, R.C – Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.I, Ed. Tehnică, București, 1983

2. Oltean, B. – Mică enciclopedie de petrol și petrochimie – rafinaj și petrochimie, Editura Zecasin, 1997

3. Cristea, M.; Agachi, P. – Reglarea predictivă după model a instalației de cracare catalitică, Casa Cărții de Știință, Cluj- Napoca, 2003

4. Fodorean, M.; Dulămiță, N. – Tehnologie chimică generală, vol.I, Ed.Tehnică, București, 1989

5. Dulămiță, N. – Tehnologie chimică generală, vol.II, Cluj-Napoca, 1988

6. Iancu, V.; Vodnar I. – Tehnologie industrială, vol.II, Cluj-Napoca, 1977

7. Notițe de curs – Analiza și sinteza proceselor chimice

8. Popescu, A.; Anghelescu, E. – Procese catalitice în chimia hidrocarburilor, Ed. Didactică și Pedagogică, București, 1976

9. Bratu, Em., – Operații și utilaje în industria chimică, Editura Tehnică, vol.II, București, 1961

10. Pavlov, C.F; Romankov, G.; Noskov, A. – Procese și aparate în Ingineria Chimică. Exerciții și probleme, Ed.Tehnică, București, 1989

11. Ozunu, A.; Mișca, R. – Introducere în proiectarea instalațiilor chimice, Ed. Genesis, Cluj-Napoca, 1995

12. Notițe de curs – Proiectarea instalațiilor chimice

13. Cârloganu, C. – Introducere în ingineria reactoarelor chimice, E.T, București, 1980

14. Lazăr I.; Anghel C. – Recipiente sub presiune (Îndrumător de proiectare), Cluj-Napoca, 1983

15. Agachi, Ș. – Automatizarea proceselor chimice, Ed.Casa Cărții de Știință,

Cluj-Napoca,1994

16. Marinoiu, V.; Paraschiv, N. – Automatizarea Proceselor Chimice, vol I, vol.II, Ed.Tehnică, București, 1992

17. Notițe de curs – Conducerea evoluată a proceselor chimice

18. Avidan, A.; Shinnar, A. – Development of Catalytic Cracking Technology. A lesson in Chemical Reactor Design, Ind.Eng.Res., 29, 1990

19. Levenspiel, O. – Chemical reaction Engineering, John Wiley, New-York, 1972

20. Joseph W. Wilson – Fluid Catalytic Cracking Technology and Operations, 1997

21. Bondarenko, B. I. – Instalații de cracare catalitică, Ed. Tehnică, București, 1960

22. Gianetto, A.; Faraq, H.; Balasetti, A.; Lasa, H. – Catalyst for Reformulated Gasolines. Kinetic Modeling, Ind.Eng.Chem.Res. , 33, 1994

23. Browman, J. – Vapor Catalyst Flow in FCC Risers, Tru-News, vol. 6, 1998

24. Zanin, A. C.; Odloak, D. – Implementation of a Real Time Optimization Strategy on the FCC Catalytic Converter, Latin American Applied research, vol. 22, 2001

25. *** – Troubleshooting FCC Circulation Problems / Practical Considerations

26. *** – UOP Refining, MSCC Process, 1997

27. *** – 2000 International 5, Development of HS-FCC Process

28. *** – UOP Refining, Optimix FCC Feed Distribution System, 2002

29. Hovd, M; Skogestad, S. – Controllability Analysis for the Fluid Catalytic Process. AlChE Annual Meeting, Los Angeles, November 17-22,1991

30. Lee, E.; Groves, F. – Matematical Model for the Fluidized Bed Catalytic Cracking Plant, Transaction of The Society of The Computer Simulation, nr.3, 219-236, 1985

31. Kurihara, H. – Optimal Control of Fluid Catalytic Cracking Process, Ph.D. Thesis ,1967

32. Voorhies, A. – Carbon Formation in Catalytic Cracking, Ind.Eng.Chem, nr.4, 318-322, 1945

33. Rhemann, H., Schwarz, G. – On-line FCCU advanced control and optimization, Hzdrocarbon Processing, iunie 1989

34. *** MATLAB, The MathWorks Inc., – User’s guide, 2000

35. *** SIMULINK, The MathWorks Inc., – User’s guide, 2000

36. adrese de internet:

http://lorien.ncl.ac.uk/ming/pid/PID.pdf

http://en.wikipedia.org/wiki/Cracking_(chemistry)

Anexa 1. Planul general al întreprinderii

Anexa 2. Programe de calcul

Modelul matematic a instalației de cracare catalitică

%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%

% %

% SIMULARE FCCU IV, cu ventile pe U Bend (Anal. Contr.) %

% SI CU CIRCULATIA CATALIZATORULUI CA LA CPB %

% plus produsii din riser cu model Weekman 3 / 1998 %

%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%

function [sys,crack0]=fccu(t,crack,u,flag);

global fsc frgc ft cCOsg cO2sg Qinreg Qoutreg Qair Qh Qc Qsc xCO2sg xCOsg xO2sg yf yg zbed tcyc wreg fsucwg fwg Tr T0 tet fv7 m_odel

%% SECTIUNEA 1

%% Constante

% Constante ale sistemului de alimentare

f1set=0; %debit de motorina de spalare spre riser [lb/s]

f2set=37; %debit de motorina diesel spre riser[lb/s]

f3set=121; %debit de materie prima spre riser [lb/s]

f4set=5.63; %debit de reciclu spre riser [lb/s]

% Constante ale sistemului de preincalzire

f5set=34.; %debit de combusibil spre cuptorul de preincalzire [scf/s]

taufo=60.0; %constanta de timp a schimbatorului de caldura a cuptorului [s]

taufb=200.0; %constanta de timp a focarului cuptorului [s]

UAf=25.0; %coeficient total de transfer de caldura a cuptorului [Btu/s]

temph1=230.9; %temperatura materiei prime la intarea in cuptor [F]

DHfu=1000.0; %puterea calorifica a combustibilului cuptorului [Btu/scf]

a1=0.15; %coeficient de pierdere de caldura [Btu/s.F]

a2=200.0; %coeficient de pierdere de caldura [Btu/s]

% Constante ale reactorului si col. de fractionare

Aris=17; %aria sectiunii riserului [ft2]

hris=148.; %inaltimea riserului [ft]

rov=0.57; %densitatea vaporilor in conditiile riserului [lb/ft3]

ropart=68.; %densitatea catalizatorului in conditii de stationare [lb/ft3]

c1=7.12e-3; %7.01e-3; %constanta de producere a gazelor [moles/lb feed]

c2=3.8e-5; %constanta de producere a gazelor [moles/lb feed.F]

tref=999.; %temeratura de baza pentru bilantul de energie in riser

cpc=0.31; %caldura specifica a catalizatorului [Btu/lb.F], identica cu cpc1

tbase=1100.; %temperatura de baza pentru reactor [F]

cpfl=0.82; %caldura specifica a materiei prime [Btu/lb.F], identica cu cpo1

t4=572.; %temperature of the slurry [F]

cpfv=0.81; %caldura specifica a vaporilor de alimentare [Btu/lb.F]

dtstrp=72.; %caderea de tempetratura pe stripper [F]

k12=0.5; %constanta de debit facla V12 [mole/s.sqrt(psia)]

v12=0.0; %pozitia ventilului v12 (0-1)

patm=14.7; %presiunea atmosferica [psia]

dpfrac=9.5; %caderea de presiune pe coloana de fractionare [psia]

astr=150; %aria sectiunii stripperului [ft2]

eloi=11.5; %cota de intrarare a materiei prime in riser [ft]

estrp=91; %cota de iesire a conductei de catalizator uzat din stripper [ft]

% Constante ale compresorului de gaze

pvru=101; %206.;%presiune de refulare a compresorului

% spre instalatia de recuperare a gazelor [psia]

k11=1.5; %constanta robinet aspiratie compresor gaze [mole/s.sqrt(psia)]

v11=0.9; %pozitia robinetului v11 (0-1)

k13=0.01; % constanta robinet antipompaj compres. gaze [mole/s.sqrt(psia)]

v13=0.0; %pozitia robinetului v13 (0-1)

% Constante ale conductelor de circulatie catalizator

roc=45.; %densitate catalizator [lb/ft3]

areaur=6.87; %aria sectiunii conductei de catalizator regenerat [ft2]

areaus=8.29; %aria sectiunii conductei de catalizator uzat [ft2]

lur=44.; %lungimea conductei de catalizator regenerat [ft]

lus=30.2; %lungimea conductei de catalizator uzat [ft]

furgc=17.; %coeficient de frecare pentru catalizatorul regenerat [lbf.s/ft2]

fusc=47.; %coeficient de frecare pentru catalizatorul uzat [lbf.s/ft2]

R=10.73; %constanta universala gazelor [ft3.psi/lb.mole.R]

R1=8.31e-3; %constanta universala gazelor [kJ/mol.K]

vslip=2.2; %viteza de alunecare [ft/s]

areasvsc=930.;%sectiunea robinetului sertar de pe cond. de cataliz. uzat [in2]

areasvrgc=930.;%sectiunea robinetului sertar de pe cond. de cataliz. regenerat [in2]

% Constante ale regeneratorului

ch=0.075; %fractia masica a hidrogenului in cocs [wt H2/wt coke]

mh=2.; %masa moleculara a hidrogenului

cpc=0.31; %caldura specifica a catalizatorului [Btu/lb.F], identica cu cpc1

Qe=670.; %caldura totala pierduta din regenerator spre mediu [Btu/s]

areg=707; %aria sectiunii regeneratorului [ft2]

ztop=88; %cota punctului de masurare a O2,CO2,CO [ft]

zcyc=80; %cota de intrare in cicloane [ft]

dH1=46368.; %caldura de formare a CO [Btu/mole CO]

dH2=169080.; %caldura de formare a CO2 [Btu/mole CO2]

cpH2O=8.62; %caldura specifica a aburului [Btu/mole.F]

cpN2=7.22; %caldura specifica a azotului [Btu/mole.F]

cpCO=7.28; %caldura specifica a CO [Btu/mole.F]

cpCO2=11.; %caldura specifica CO2 [Btu/mole.F]

cpO2=7.62; %caldura specifica O2 [Btu/mole.F]

dHH=60960.; %puterea calorifica a hidrogenului [Btu/lb]

cpair=7.08; %caldura specifica a aerului [Btu/mole.F]

tair=270.; %temperatura de intrare a aerului in regenerator [F]

mi=240000.; %capacitatea calorica efectiva a masei regeneratorului [Btu/F]

asp=6.9; %cross area of standpipe [ft2]

k14=1.1; %constanta clapeta evacuare gaze arse din regenerator [mole/s.sqrt(psia)]

%v14=0.5655; %pozitie robinet v14 (0-1)

alp=8.73; %cross area of the lift pipe [ft2]

hlift=0; %height of liftpipe [ft]

etap=49; %cota de iesire a conductei de catalizator regenerat [ft]

elift=66.; %cota de intrare a conductei de uzat in regenerator [ft]

% Constante ale suflantei de aer de combustie

k6=250.; %constanta robinet de aspiratie aer a suflantei [lb/s.sqrt(psia)]

k7=25.; %idem pentru robinetul de esapare

kca=40.; %coeficient de rezistenta la curgerea prin conducta de refulare

%aer de la suflanta [lb/s.sqrt(psia)]

v6=1.0; %pozitia ventilului V6 (0-1)

%v7=0.047; %pozitia ventilului v7 (0-1)

tatm=75.; %temperatura atmosferica [F]

tcombd=190.; %temperatura de refulare suflanta [F]

vcombs=40.; %volumul incintei de aspiratie suflanta [ft3]

vcombd=1000.; %olumul incintei de refulare suflanta [ft3]

polef=1.; %eficienta politropica

ka1=8.5e+5; %constanta de viteza de cracare pentru viteza totala de cracare a materiei prime [1/s]

ka2=8.0e+5; %constanta de viteza de cracare pentru viteza de cracare a materiei prime in benzina[1/s]

ka3=4.22e+5; %constanta de viteza de cracare pentru viteza de cracare a benzinei in gaze+cocs[1/s]

kc=0.0093; %constanta de viteza de reactie productia de cocs [1/s]

Ef=101.5; %energia de activare pentru cracarea materiei prime [kJ/mole]

Eg=112.6; %energia de activare pentru cracarea benzinei [kJ/mole]

Ecf=20; %energia de activare pentru formarea de cocs [kJ/mole]

m=80; %factor pentru dependenta activitatii initiale a catalizatorului asupra crgc []

alfa=0.12; %constanta de deactivare a catalzatorului [1/s]

alfa2=1.05;

N=0.055; %exponent pentru dependenta Ccat asupra Crgc[]

delhf=450.37; %caldura de cracare [kJ/kg]

cpc1=1.297; %caldura specifica a catalizatorului[kJ/kg.grad K], idenica cu cpc

cpo1=3.4038; %caldura spacifica a materiei prime[kJ/kg.grad K], identica cu cpfl

cpd1=1.9; %caldura specifica a aburului [kJ/kg.grad K]

lambda=0.035; %fractia masica de abur de dispersie, raportat la debitul de alimentare[]

cpfl=0.82; %caldura specifica a materiei prime lichide [Btu/lb.F], identica cu cpo1

delevp=150; %caldura latenta de evaporare a materiei prime[Btu/lb]

cpfv=0.81; %caldura specifica a materiei prime vaporizata[Btu/lb.F]

%% SECTIUNEA 2

%% Ecuatii algebrice

if abs(flag) == 1

% sub flag = 1, sys returneaza derivatele starilor

%% variabilele de stare

%crack(1)=t2 – temperatura materiei prime la intrarea in riser [F]

%crack(2)=t3 – temperatura in focarul cuptorului [F]

%crack(3)=wr – zestrea de catalizator din reactor (stripper) [lb]

%crack(4)=p5 – presiunea in coloana de fractionare [psia]

%crack(5)=p7 – presiunea de aspiratie a compresorului de gaze [psia]

%crack(6)=treg – temperatura in stratul regeneratorului [F]

%crack(7)=crgc – fractia masica de cocs pe catalizator in regenerator [lb/lb]

%crack(8)=p6 – presiunea in regenerator [psia]

%crack(9)=n – cantitatea de gaz in regenerator [mole]

%crack(10)=p2 – presiunea de refulare a suflantei [psia]

%crack(11)=csc – fractia masica de cocs pe catalizatorul uzat in stripper[lb/lb]

%crack(12)=Tsc – temperatura catalizatorului in stripper

wreg=700000-crack(3)*1000; % 700000=zestrea de catalizator in instalatie

svrgc=u(1);

svsc=u(2);

v14=u(3);

v7=u(4);

% t

%pentru adaptarea modelului

%if (t>3000 & t<3100) |(t>6000 & t<6100) | (t>9000 & t<9100) | (t>12000 & t<12100) | (t>15000 & t<15100) | (t>18000 & t<18100) | (t>21000 & t<21100) | (t>24000 & t<24100) | (t>27000 & t<27100) | (t>30000 & t<30100) %|6000|9000|12000|15000|18000|21000|24000|27000|30000

%[A,B,C,D]=linmod('testlin4',[crack(1);crack

%(2);crack(3);crack(4);crack(5);crack(6);crack(7);crack(8);crack(9);crack(10);crack(11);crack(12)],…

%[u(1);u(2);u(3);u(4)],0.01,1/100*[crack(1);crack(2);crack(3);crack(4);crack(5);crack(6);crack(7);crack(8);crack(9);crack(10);crack(11);crack(12)],1/100*[u(1);u(2);u(3);u(4)]);

%modlst3;

%disp('#######')

%end

%% 2.1. Perturbatii

%temph1=u(1);

%v11=u(4);

%v14=u(1);

%f5set=u(1);

%v11m=u(1);

%v11=(v11m*0.1+0.9);

%v14m=u(2);

%v14=(v14m*0.3+0.67);

%vlift=u(3);

%f3set=u(4);

% modificarea factorului de cocsare PERTURBATIE

%if t>=1000

%kc=0.01; % tatm=73; % kc=0.009579; %kc=0.009579;

%end

%temph1=457.9;

% psif = 11.05;

% end

%perturbatie asupra caderii de presiune pe coloana de fractionare

%if t>1000

%pfrac=13; %13; %10; %9.75;

%end

%perturbatie asupra debitului de aer esapat

% if t>500

% v7=0.03;

% end

%% 2.2. Ecuatiile sistemului de alimentare

% f1,f2,f3,f4 devin valorile curente ale debitelor

f1=f1set;

f2=f2set;

f3=f3set;

f4=f4set;

%% 2.3. Calcule pentru sistemul de preincalzire

%Qloss – pierderile de caldura ale cuptorului [Btu/s]

%tln – difenrenta de temperatura logaritmica [F]

f5=f5set;

dtin=crack(2)-temph1;

dtout=crack(2)-crack(1);

tln=(dtin-dtout)./(log(dtin./dtout));

Qloss=a1*f5*crack(2)-a2;

%% 2.4. Ecuatii generale

% Calcule pentru regenerator s.a.

%fair – debitul de aer spre regenerator [mole/s]

%zbed – inaltimea stratului dens din regenerator [ft]

%epse – fractia efectiva de goluri in stratul dens a regeneratorului

%epsf – fractia aparenta de goluri in stratul dens a regeneratorului

%vs – viteza superficiala in regenerator [ft/s]

%rocdil – densitatea catlizatorului in faza diluata a regeneratorului [lb/ft3]

%rocdense-densitatea catlizatorului in faza densa a regeneratorului [lb/ft3]

%rog – densitatea gazului la iesire [lb/ft3]

%vregg – volumul din regenerator ocupat de gaz [ft3]

%p4 – presiunea in reactor [psia]

%prgb – presiunea la baza regeneratorului [psia]

%dprr – presiunea diferentiala regenerator reactor [psia]

%roag – densitatea aerului la conditiile regeneratorului [lb/ft3]

%f7 – debit de aer de combustie spre regenerator [lb/s]

prgb=crack(8)+wreg/144/areg;

f7=kca*sqrt(max(0.,crack(10)-prgb));

rog=520*crack(8)./(379*14.7*(crack(6)+459.6));

p4=crack(4)+dpfrac;

dprr=crack(8)-p4;

fsg = k14 * v14 * sqrt(max(0.,crack(8) – patm));

%% Ecuatii ale regeneratorului care utilizeaza debitul total de aer

ft=f7;

fair=f7/29;

vs=0.5*(fsg+fair)/rog/areg;

rocdil=1+0.582*vs;

epsf=0.332+0.06*vs;

rocdens=ropart*(1-epsf);

zbed=min(zcyc,(2.85+0.8*vs+(wreg-rocdil*areg*zcyc)./…

(areg*rocdens))*1/(1-rocdil/rocdens));

me=areg*vs*rocdil;

roag=29*crack(8)/R/(crack(12)+459.6); %Tsc=1-dtstrp=crack(12)

%% 2.5. Ecuatii ale conductelor de circulatie catalizator

%% calculul lui fsc

%fsc – debitul de catalizator uzat [lb/s]

%asc,bsc,cscc – coeficientii ecuatiei algebrice de gradul doi pentru calculul lui fsc

%svsc – deschiderea robinetului sertar de pe conducta de catalizator uzat (0-1)

%dpsvsc – caderea de presiune pe robinetului sertar pe cat. uzat [psia]

% Nsc – factor in ecuatia caderilor de presiune pe alte elemente

% de conducta ale conductei de catalizator uzat

Nsc=91.5188;

asc=((31.2e-3)*Nsc/2/areaus^2+144*(2.82566*50*60*0.4535/1000/0.7/areasvsc/svsc)^2)/roc;

bsc=lus*fusc/areaus^2/roc;

csc=-144*(p4-crack(8))-crack(3)*1000/astr-(estrp-elift)*roc;

fsc=(-bsc+sqrt(max(0.,bsc^2-4*asc*csc)))/2/asc;

dpsvsc=4.6533*fsc^2/svsc^2/areasvsc^2/roc;

%% Calculul lui frgc

%frgc – debitul de catalizator regenerat [lb/s]

%svrgc – deschiderea robinetului sertar de pe conducta de catalizator regenerat (0-1)

%dpsvrgc – caderea de presiune pe robinetului sertar pe cat. regenerat [psia]

%Nrgc – factor in ecuatia caderilor de presiune pe alte elemente

% de conducta ale conductei de catalizator regenerat

%svrgc=0.35;

Nrgc=225.26;

inp3=[f3;f4;rov;ropart;hris;0;crack(8);asp;etap;eloi;roc;…

areaur;lur;furgc;crack(4);dpfrac;areasvrgc;svrgc;Nrgc;zbed;0;0];

frgc=myfzero('gfrgc2',8.895312939476768e+002,inp3,1e-4);

frgctpm=frgc*(0.453*60)/900;

dpsvrgc=(50*frgctpm/0.7/svrgc/areasvrgc)^2/roc;

%% Ecuatiile reactorului utilizand variabilele conductelor de circulatie

%vris – debitul volumeric de intrare in riser [ft3/s]

%roris – densitatea medie a masei din riser [lb/ft3]

%prb – presiunea la baza riserului [psia]

vris=(f3+f4)/rov+frgc/ropart;

roris=(f3+f4+frgc)/vris;

prb=crack(4)+dpfrac+roris*hris/144;

%% 2.6. Ecuatiile compresorului de gaze

%fsucwg – debitul de aspiratie a compresorului [ICFM]

%crw – raport a compresorului de gaze

%f11 – debit a compresorului spre instalatia de recuperare a gazelor [mol/s]

%fv11 – debit prin robinetul V11 [mole/s]

%fppwg – functie de debit neliniara

%fv13 – debit prin robinetul V13 [mole/s]

crw=pvru/crack(5);

hwg=182922.1*(crw^(0.0942)-1);

fsucwg=4353.5+sqrt(max(0.,1.366e+8-0.1057*hwg^2));

f11=2.636e-6*fsucwg*crack(5);

fv13=k13*v13*pvru;

%% 2.7. Ecuatiile suflantei

%fsuccomb – debitul de aspiratie a suflantei[IFCM]

%pbase – presiunea de refulare la baza a suflantei [psia]

%f6 – debit de aer total a suflantei [lb/s]

%f7 – debit de aer de combustie spre regenerator [lb/s]

%fv6 – debit prin robinetul V6 [lb/s]

%fv7 – debit prin robinetul V7 [lb/s]

%fair – debit molar total de aer spre regenerator [mole/s]

%ft – debit masic total de aer spre regenerator [lb/s]

%p1 – presiunea in aspiratia suflantei [psia]

%% Calculul debitului total de aer

if v6>0.5

fpp6=exp(2*log(0.15)*(1-v6));

else

fpp6=0.3*v6;

end

if v7>0.5

fpp7=exp(2*log(0.15)*(1-v7));

else

fpp7=0.3*v7;

end

%% Calculul presiunii p1, vbariabila implicita

inp1=[k6,fpp6,patm,tatm,crack(10)];

p1=myfzero('p11m',15,inp1,1e-3);

f6=0.0451*p1*(69634+sqrt(max(0.,1.581e+9-1.249e+6*(14.7*crack(10)/p1)^2)))/…

(tatm+460);

fv7=k7*fpp7*sqrt(max(0.,crack(10)-patm));

%% 2.8. Ecuatiile reactorului-coloanei de fractionare

%fcoke – debitul de cocs produs in riser [lb/s]

%wris – cantitatea de catalizator din riser [lb]

%fwg – debitul de gaze produs in reactor [moles/s]

%Qrin,Qrout- debite de caldura intrat si iesit din reactor [Btu]

%tsc – temperatura cartalizatorului uzat din stripper [F]

%prb – presiunea la baza risrului [psia]

%p4 – presiunea in reactor [psia]

%roris – densitatea medie a masei din riser [lb/ft3]

%vris – debitul volumeric de intrare in riser [ft3/s]

%fv11, fv12, fv13 – debite prin robinetele V11, V12, V13 [moles/s]

%% 2.9. Ecuatiile riserului

%COR – raport catalizator materie prima

%tc – timp de stationare in riser [s]

%T01 – temperatura de intrare a amestecului in riser [F]

%T0 – temperatura de intrare a amestecului in riser [K]

COR=frgc/(f3+f4);

tc=Aris*hris/vris;

T01=(frgc*cpc*crack(6)+(f3+f4)*cpfl*crack(1)-delevp*(f3+f4))/(frgc*cpc+(f3+f4)*cpfv); %inlet temperature in the riser[F]

T0=(T01+459.67)*5/9;

tet0=0;

yf0=1;

yg0=0;

tet=tet0;yf=yf0;yg=yg0;

fi0=1-m*crack(7)*1e-5;

H=0;

% s-a impartit in 500 de parti lungimea riserului

stepH=1/500;

for i=1:500

K1=ka1*exp(-Ef/R1/T0/(1+tet));

K3=ka3*exp(-Eg/R1/T0/(1+tet));

fi=fi0*exp(-alfa*tc*COR*H);

yfH=-K1*(yf*yf)*COR*fi*tc;

ygH=(alfa2*K1*yf*yf-K3*yg)*COR*fi*tc;

tetH=delhf*(f3+f4)*yfH/T0/(frgc*cpc1+(f3+f4)*cpo1+lambda*(f3+f4)*cpd1); % desi debitele sunt expr. in lb/s relatia e corecta

yf=yf+stepH*yfH;

yg=yg+stepH*ygH;

tet=tet+stepH*tetH;

H=H+stepH;

end

T1=T0*tet+T0;

ccat=kc*sqrt(tc/((crack(7)*1e-5)^N)*(exp(-Ecf/R1/T1)));

Tr=T1*9/5-459.67;

Fcoke=ccat*frgc;

fwg1=(f3+f4)*(yf/180+yg/110);

wris=frgc*Aris*hris/vris;

fwg=(f3+f4)*(c1+c2*(Tr-tref));

Qrgc=frgc*cpc*(crack(6)-tbase);

tsc=crack(12); %crack(12)-dtstrp;

fv12=k12*v12*sqrt(crack(5)-patm);

%debitul aspirat de compresorul de gaze din coloana de fractionare

if v11<=0.5

fppwg=0.3*v11;

else

fppwg=exp(2*log(0.15)*(1-v11));

end

fv11=k11*fppwg*sqrt(max(0.,crack(4)-crack(5)));

%% 2.10. Ecuatii ale regeneratorului

%% Calculul bilantului de energie

fH=fsc*(crack(11)*1e-4-crack(7)*1e-5)*ch;

epse=min(1,max(epsf,epsf+(1.904+0.363*vs-0.048*vs^2)/zbed));

% integrarea ecuatiilor diferentiale spatiale pentru bilantul de masa si energie

% conditiile initiale ale ecuatiilor spatiale

z=0.;

treg=crack(6);

xCO=0.;

xCO2=0.;

xO2=1/fair*(0.21*fair-0.25*fH);

% calculul caldurii specifice si a coeficientilor Arrhenius

stepz=0.2;

for i=1:440

if z<zcyc

deltaz=1;

else

deltaz=0;

end

cpz=0.79*cpN2+xCO*cpCO+xCO2*cpCO2+xO2*cpO2+…

(0.25*cpH2O*fH+deltaz*cpc*me)/fair; %divide by zero

k1=0.2*6.9547*exp(19.88-34000./(treg+459.6));

k2=0.001*0.69148*exp(15.06-25000./(treg+459.6));

k3=0.1*0.6412*crack(8)*exp(25.55-45000/(treg+459.6));

% calculul derivatelor in raport cu z

if z<=zbed

rob=1-epse;

else

rob=(1-epse)*exp(-1000.*fair/(areg*vs*rocdil)*(z-zbed));

end

xO2z=0.7*(100.*(-.5*k1-k2)*rob*crack(7)*1e-5-k3*xCO)*xO2/vs; %%!! am micsorat de 10 ori viteza de consum O2

xCOz=(100*k1*rob*crack(7)*1e-5-2*k3*xCO)*xO2/vs; %%!! am micsorat de 10 ori viteza de consum CO

xCO2z=-xO2z-.5*xCOz; %%!! am micsorat de 10 ori viteza de consum CO2

if z<=zbed

tregz=0.;

else

tregz=(dH1*xCOz+dH2*xCO2z)/cpz;

end

%% Euler integration

xO2=xO2+xO2z*stepz;

xCO=xCO+xCOz*stepz;

xCO2=xCO2+xCO2z*stepz;

treg=treg+tregz*stepz;

if xCO<0.

xCO=0.;

end

if z>zcyc

rob=0.;

tcyc=treg;

end

if z>ztop

break

end

z=z+stepz;

end %de la for

xO2sg=xO2;

xCOsg=xCO;

xCO2sg=xCO2;

Qfg=(fair*(xO2sg*cpO2+xCOsg*cpCO+xCO2sg*cpCO2+0.79*cpN2)+0.5*cpH2O…

*fH)*(tcyc-tbase);

Qsc=fsc*cpc*(tsc-tbase);

Qc=fair*(xCOsg*dH1+xCO2sg*dH2);

Qh=fH*dHH;

Qair=fair*cpair*(tair-tbase);

Qoutreg=Qfg+Qrgc+Qe;

Qinreg=Qair+Qh+Qc+Qsc;

Qreg=Qinreg-Qoutreg;

cO2sg=100*fair*xO2sg/fsg;

cCOsg=1e+6*28*xCOsg/(28*xCOsg+44*xCO2sg+32*xO2sg+22.12);

vregg=areg*zcyc-areg*zbed*(1-epse);

%% SECTIUNEA 3

%% Ecuatiile diferentiale

% calculul derivatelor

fun1=(temph1+UAf*tln./f3-crack(1))./taufo;

fun2=(f5*DHfu-UAf*tln-Qloss)./taufb;

fun3=(frgc-fsc)/1000;

fun4=0.833*(fwg-fv11-fv12+fv13);

fun5=5.*(fv11-f11);

fun6=(Qinreg-Qoutreg)./((wreg).*cpc+mi);

fun7=1e+5*(fsc*crack(11)*1e-4-fH-(max(0.,frgc)*crack(7)*1e-5+12*fair*(xCOsg+xCO2sg))-crack(7)*1e-5…

*(fsc-max(0.,frgc)))./wreg;

fun8=R*(crack(9).*(Qinreg-Qoutreg)./((wreg).*cpc…

+mi)+(crack(6)+460).*(fair-fsg))./vregg;

fun9=fair-fsg;

fun10=R*(tcombd+460)/29/vcombd*(f6-fv7-f7);

fun11=1e+4*(frgc*crack(7)*1e-5+Fcoke-fsc*crack(11)*1e-4-crack(11)*1e-4*(frgc-fsc)/1000)./(crack(3)*1000);

fun12=frgc*(Tr-crack(12))/(crack(3)*1000);

t;

sys=[fun1;fun2;fun3;fun4;fun5;fun6;fun7;fun8;fun9;fun10;fun11;fun12];

crack(11)*1e-4;

elseif flag ==0

% sys returneaza urmatoarele dimensiuni:

% 12 stari continue

% 0 stari discrete

% 31 iesiri continue

% 4 intrari continue

% 0 radacini discontinue

% 0 treceri directe ale intrarilor

sys = [12 0 31 4 0 1];

% vector a conditiilor initiale, in ordinea variablelor de stare

% [crack(1);crack(2);…;crack(12)]

%%crack0=[4.535403784688571e+002;1.423630236327117e+003;98.63290813296576;24.70807073584984;24.15619534253410;1.282687297062034e+003;3.5e+002;36.18248646447482;1.963498063812801e+003;46.49737220118745;1.2e+002;9.832066718282910e+002];

%crack0=[4.535403784688571e+002;1.423630236327117e+003;1.358900089424719e+002;23.09424111206118;22.61072262002830;1.267528644683713e+003;4.026721532014459e+002;36.18216357430854;1.980724155905991e+003;46.13109485904049;1.177007782126732e+002;9.657602481309972e+002];

%crack0=[4.535403784688571e+002;1.423630236327116e+003;1.231396975514835e+002;23.55205391925390;23.05136262258417;1.264791186171934e+003;3.947665235373836e+002; 36.18785308310431;1.983882675060134e+003;46.22439626158120;1.167004732567698e+002; 9.625611467927492e+002];

%crack0=[4.535403784688571e+002;1.423630236327117e+003;1.231442446237718e+002;23.55099932826179;23.05037774806200;1.264776485245907e+003;3.947975104422980e+002;36.18719336718328;1.983897824116401e+003;46.22355770328503;1.167025583580924e+002;9.625506386717640e+002];

%crack0=[4.535403784688571e+002;1.423630236327117e+003;1.227674630585139e+002;23.55448503291964;23.05363300719502;1.265112705939608e+003;3.931493806096046e+002; 36.18713484650837;1.983511010805497e+003;46.22718817391483;1.165511681589020e+002;9.625853699829344e+002];

crack0=[4.535403784688571e+002;1.423630236327117e+003;1.227674283424881e+002;23.55448616651786;23.05363406587062;1.265112732655831e+003;3.931492856754938e+002;36.18713479488118;1.983510979949828e+003;46.22718846234918;1.165511605089002e+002;9.625853814060002e+002];

elseif flag == 3

if t==0

end

% sys returns the outputs

sys=[crack(1);crack(2);crack(3);crack(4);crack(5);crack(6);crack(7);crack(8);crack(9);crack(10);crack(11);crack(12);fsc;frgc;ft;cCOsg;cO2sg;Qinreg;Qoutreg;Qair;Qh;Qc;Qsc;xCO2sg;xCOsg;xO2sg*10000;yf;yg;zbed;tcyc;t];

else

sys = [ ];

end