Kraking katalityczny
Rozwój procesu krakingu katalitycznego (KK) wynika ze wzrostu zapotrzebowania na
benzyny silnikowe. Kraking katalityczny wraz z reformingiem benzyn stanowi we
współczesnej rafinerii dwie podstawowe instalacje dostarczaj ce składników do
komponowania benzyn. Dla sprostania zmieniaj cym si wymaganiom stawianym
współczesnym benzynom silnikowym, obie te technologie podlegaj ci głemu rozwojowi tak,
e współczesne instalacje znacznie ró ni si od rozwi za jeszcze niedawno stosowanych w
rafineriach.
W pocz tkowym okresie, dla stosowano KK ale dopiero wprowadzenie stałych
katalizatorów przyczyniło si do gwałtownego jako ciowego i ilo ciowego rozwoju tej
technologii. Procesy katalityczne s dzisiaj zasadniczymi procesami przetwarzania ropy
naftowej w ka dej rafinerii. Poza destylacj , co najmniej 80% procesów stosowanych w
rafineriach to procesy katalityczne.
Dla przykładu, na pocz tku roku 1995 zdolno przetwórcza istniej cych w wiecie instalacji
wynosiła (milion ton/r):
USA
Unia Europejska
Azja i
Pacyfik
Destylacja
766
592
721
Procesy termiczne
97
83
36
Procesy katalityczne
919
562
502
w tym:
reforming
182
94
71
kraking katalityczny
266
93
103
hydrokraking
62
26
25
hydrorafinacja i uwodornienie
513
316
284
alkilacja
53
25
14
izomeryzacja aromatów
43
25
14
Nie przedstawiono tu wszystkich procesy katalityczne np. izomeryzacja parafin (intensywny
rozwój w ostatnich latach), dealkilacja i inne.
Zdolno przetwórcza w procesach katalitycznych mo e by wi ksza ni zdolno
przerabiania ropy naftowej, poniewa niektóre frakcje bywaj kilkakrotnie przetwarzane
zanim otrzyma si z nich po dane produkty handlowe. Np. benzyna jest odsiarczana przed
reformowaniem natomiast wydzielane z produktów reformowania w glowodory aromatyczne
C8 s poddawane izomeryzacji a toluen dealkilacji.
Pierwsze badania przemian w glowodorów w obecno ci katalizatorów były
prowadzone ju ponad 100 lat temu (N.D.Zieli ski), natomiast rozwi zania, które mo na
nazwa krakingiem katalitycznym badał w 1923 francuski in ynier Eugene Houdry, a w 1936
roku w USA powstała pierwsza instalacja przemysłowa. Instalacja ta posiadała katalizator
stacjonarny. Współczesne rozwi zania stosuj katalizator ruchomy, w zło u fluidalnym
(FCC). Nazwa ta jest myl ca, nie ma tu klasycznego zło a fluidalnego: kontakt katalizatora z
surowcem zachodzi w tak zwanym „rajzerze” – rurze, w której pary surowca transportuj
katalizator do zespołu separatorów – cyklonów. Jednak nazwa, a wła ciwie skrót akronim –
FCC pozostała i jest stosowana powszechnie w odniesieniu do instalacji KK.
2
Mechanizm krakingu katalitycznego
Kraking katalityczny surowców naftowych polega na zrywaniu wi za C-C w
cz steczce surowca z powstawanie produktów o mniejszej masie cz steczkowej. Jest to
proces jest katalizowany przez stałe kwasy. W wyniku oddziaływania pomi dzy cz steczk
w glowodoru a centrum kwasowym katalizatora powstaj po rednie, nietrwałe zwi zki – jony
karbeniowe (karbokationy).
• Olefiny przył czaj proton z centrum Broensteda,
• Alkany s mało reaktywne i reaguj dopiero w wysokiej temperaturze w obecno ci silnych
kwasów.
Jak powiedziano zastosowanie w procesie krakingu katalizatorów wykazuj cych
wła ciwo ci kwasowe powoduje, e na powierzchni katalizatora tworz si jony, najcz ciej
jony karbeniowe. Uprzywilejowanym jest tworzenie si karbokationu przy w glu
trzeciorz dowym.
CH3
CH3 - C +
CH3
W porównaniu do krakingu termicznego, produkty KK zawieraj wi cej
rozgał zionych parafin i cykloparafin, a tak e w glowodorów aromatycznych ni produkty
krakingu termicznego. Równie jest wi cej butanów i butenów a mniej metanu, etanu i
etylenu.
Jony karbeniowe nie powstaj na skutek rozerwania wi zania w giel-w giel.
Rozerwanie ła cucha z utworzeniem karbokationu i anionu wymaga dostarczenia energii
1080 kJ/mol podczas gdy utworzenie rodników tylko około 330 kJ/mol. Jony karboniowe
powstaj albo na skutek doł czenia protonu do olefiny na centrach protono-donorowych
Broensteda (uwodniony glinokrzemian) albo poprzez odł czenie jonu wodorkowego od
w glowodoru na centrum z niedoborem pary elektronowej, centrum Lewisa'a (glinokrzemian
bezwodny). Na ogół uwa a si , e do reakcji krakingu potrzebne s przede wszystkim centra
Brönsteda. W temperaturze powy ej 580°C (853 K) centra protonowe ulegaj odwodnieniu
(do centrów Lewisa) i powy ej tej temperatury katalizatory trac aktywno . Karbokationy
ró ni si pomi dzy sob stabilno ci i szybko podlegaj przemianom prowadz cym do
utworzenia bardziej stabilnej struktury. Trwało karbokationów wzrasta według nast puj cej
kolejno ci:
metylowy < etylowy < pierwszorz dowy < drugorz dowy < trzeciorz dowy
Jon karbeniowy ma tendencje przesuwania si do rodka ła cucha (ze wzgl dów
termodynamicznych) daj c odpowiednie izomery olefin i ła cuchów.
Jony karbeniowe mog reagowa z olefinami i parafinami -utworzenie takiego jonu
daje pocz tek ła cuchowi reakcji z jego udziałem:
H
R — CH = CH
2
+ H
+
R — C
+
— CH
3
b d
+
C — CH
2
— R
H
H
3
H
R — CH
2
— CH
3
+ H
+
R — C
+
— CH
3
R — C
+
— H
3
+ H
2
H H
H
Jon, powstaj cy w wyniku przył czenia protonu i zawieraj cy pi ciokrotnie skoordynowany
w giel, nazywany jest jonem karboniowym; szybko ulega on dekompozycji z utworzeniem
karbokationu i wydzieleniem cz steczki wodoru. W przemianach karbokationów dominuje
cie ka reakcyjna prowadz ca do transferu anionu wodorkowego H
-
do jonu karbeniowego:
H
R
1
— CH
2
— C — CH
2
— R
2
+ CH
3
— C
+
— CH
2
— CH
2
— CH
3
H
CH
3
R
1
— CH
2
— C
+
— CH
2
— R
2
+ CH
3
— CH — CH
2
— CH
2
— CH
3
H
CH
3
Główn reakcj jonu karbeniowego jest jego rozpad poł czony z p kaniem wi za C-C:
R
2
R
2
R
1
— C
+
— CH
2
— C — R
4
R
1
— C = CH
2
+
+
C — R
4
CH
3
R
3
CH
3
R
3
W wyniku reakcji powstaj mniejsze karbokationy oraz olefiny według nast puj cych
prawideł:
• ła cuchy krótsze ni C
7
s krakowane w niewielkim stopniu lub wcale,
• zrywanie wi zania zachodzi w pozycji do umiejscowienia ładunku „+”,
• powstaj 1-alkeny.
4
Jon karbeniowy mo e ulec rozerwaniu ła cucha z utworzeniem olefiny i nowego jonu
karbeniowego. Wa n cech takiego rozpadu jest fakt, e ulega zerwaniu wi zania
β w
stosunku do poło enia znaku „+”, powoduje to, e najkrótsz powstaj c olefin jest propen.
+
+
CH3-CH-CH2-CH2-R→CH3-CH=CH2+CH2-R
Z powy szego mechanizmu wynika dlaczego KK jest bardziej preferowany ni
kraking termiczny: w tym ostatnim zrywanie wi za jest przypadkowe, w krakingu
katalitycznym jest ono bardziej uporz dkowane i dlatego selektywne co prowadzi do bardziej
korzystnej dystrybucji produktów (rys. 1).
W warunkach krakingu katalitycznego istnieje wiele cie ek reakcyjnych
prowadz cych do powstawania koksu. Wa nymi reakcjami s cyklizacja alkynów oraz di- i
polialkenów po czym nast puje aromatyzacja i kondensacja. Cyklizacja (i aromatyzacja)
mo e zachodzi dzi ki wewn trznej migracji jonu karboniowego (i wodoru). Nie wydaje si
aby cykloalkany ulegały izomeryzacji przed krakingiem, daj one jednak zwłaszcza o ilo ci
w gli 9 i wi kszej znacznie ilo ci w glowodorów aromatycznych. Alkilobenzeny ju poni ej
500°C (773 K) ulegaj dealkilacji do benzenu. Jednak e pier cienie benzenowe podstawione
dwiema lub wi cej grupami metalowymi ulegaj dysproporcjonowaniu i izomeryzacji daj c
tylko bardzo mało benzenu (by mo e poprzez toluen). W wyniku tych reakcji tych reakcji
powstaj zwi zki poliaromatyczne – opisywane jako koks. Osadzaj si one na powierzchni
katalizatora powoduj c jego dezaktywacj .
Termiczny
Katalityczny
Liczba atomów w gla
0
1 2 3 4
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16
0
20
40
60
80
100
120
140
M
oli
n
a
10
0
m
ol
sk
ra
ko
wa
ne
go
n
-C
16
Rys. 1. Porównanie składu produktów KK i krakingu termicznego n-heksadekanu.
Katalizatory krakingu katalitycznego
5
Zasadniczym czynnikiem wpływaj cym na przebieg reakcji KK jest katalizator. Jego
skład i forma zmieniły si zasadniczo w trakcie rozwoju technologii. Katalizatorem mog by
ró ne substancje o charakterze kwa nym, posiadaj ce odpowiednio silne centra kwasowe
(Broensteda b d Lewisa). W przeszło ci stosowano roztwory chlorku glinu co oczywi cie
prowadziło do tworzenia du ych ilo ci odpadów oraz korozji aparatury. Obecnie stosowane
s wył cznie katalizatory stałe s to ró ne glinokrzemiany. Ju w pierwszym procesie
Houdry'ego były to naturalne glinokrzemiany, formowane np. w pier cienie lub walce.
Aktywowano je poprzez traktowanie kwasami. Naturalne glinokrzemiany (zwykle
bentonitów, montmorylonitów, haloizytów o przybli onym składzie Al2O3 x 4SiO2 x H2O)
zawierały niewielkie ilo ci wapnia magnezu i innych składników alkalicznych oraz elaza,
powoduj cego powstanie du ej ilo ci gazów. Do glinokrzemianów dodawano nikiel, kobalt,
mangan i inne. Pó niej wprowadzono syntetyczne bezpostaciowe glinokrzemiany,
charakteryzuj ce si lepsz wytrzymało ci termiczn i odporno ci na cieranie, wy sz
aktywno ci katalityczn oraz korzystniejsz struktur porów. Glinokrzemiany zawieraj
centra kwasowe typu Broensteda i Lewisa (rys. 2) i charakteryzuj si znacznie wy sz
kwasowo ci ni sam (czysty) tlenek glinu czy ditlenek krzemu. Wysoka kwasowo
glinokrzemianów wynika z faktu, e po oddaniu protonu, ładunek ujemny jest
zdelokalizowany na tetraedrze {AlO
4
} (rys. 2).
Krzemionka:
Si
Si
O
O
Si – O – Si – O H
↔
Si – O – Si – O
-
+ H
+
O
O
Si
Si
Glinokrzemian:
Si
Si
O
O
Si – O – Al – O H
↔ Si – O – Al – O + H
+
O
O
Si
Si
Rys. 2. Schemat budowy centrum kwasowego na krzemionce i w glinokrzemianie.
6
Wielkim przełomem w technologii KK okazało si wprowadzenie krystalicznych
glinokrzemianów – zeolitów – jeszcze bardziej aktywnych i stabilnych katalizatorów.
Historycznie rzecz bior c, w rozwoju katalizatorów FCC mo na wyró ni dwa okresy
(rys. 3): „glinokrzemianów amorficznych” oraz „glinokrzemianów krystalicznych
(zeolitów)”. Wła nie wprowadzenie zeolitów doprowadziło do przekształcenia procesu do
postaci, w której trwaj cy kilka sekund kontakt z surowcem zachodzi w rajzerze. To
rozwi zanie było najwa niejszym etapem w rozwoju technologii katalizatorów FCC, obecny
post p dotyczy stopniowego udoskonalania technologii dla obni enia kosztów, zwi kszenia
liczby oktanowej benzyn czy zmniejszenia uci liwo ci pracy FCC dla rodowiska.
W przeciwie stwie do amorficznych glinokrzemianów, których kwasowo zawiera
si w szerokim przedziale mocy, zeolity charakteryzuj si ci le okre lon siln
kwasowo ci .
Współczesne katalizatory KK składaj si z cz stek o rednim rozmiarze 60-75 mikronów
i z reguły zawieraj cztery składniki:
- zeolit,
- matryc ,
- substancje wi
c ,
- wypełniacz.
Zeolit (fojazyt (naturalny), zeolit Y (syntetyczny)) jest zasadniczym składnikiem
aktywnym katalizatora KK, inne zeolity stosowane w KK to X (mało stabilny) oraz ZSM-5.
Zeolit decyduje o selektywno ci katalizatora. rednica porów zeolitu Y wynosi ~ 0.8 nm a
jego powierzchnia wła ciwa ~ 600 m
2
/g. Zeolit Y jest stosowany zwykle, po usuni ciu cz ci
atomów glinu i po traktowaniu par wodna w wysokiej temperaturze jako ultrastabilny zeolit
USY. Zeolity do katalizatorów krakingowych stosowane s zwykle po wymianie jonów
sodowych na jony metali ziem rzadkich. Wymiana jonowa do formy kwasowej oraz usuni cie
sodu do najmniejszego mo liwego poziomu zapewniaj wysok stabilno termiczn i
hydrotermaln . Ilo i rodzaj jonów metali ziem rzadkich w sieci zeolitu w decyduj cym
stopniu determinuj aktywno i selektywno gotowego katalizatora.
7
100
80
60
40
20
0
1950
1960
1970
1980
Amorficzne
Zeolity
mało Al
du o Al
REY
USY
Gaz
LPG
Beznzyna
LCO
HCO/szlam
%
w
ag
. S
ur
ow
ca
Koks
Wpływ katalizatora na skład produktów krakingu katalitycznego
Rys. 3. Zwi zek pomi dzy typem katalizatora KK a składem produktów tego procesu.
Matryca – czasami matryc nazywa si wszystko to, co nie jest matryc . Wg innych
kryteriów jest to niezeolitowy składnik katalizatora posiadaj cy wysok aktywno w
reakcjach krakingu. Matryce s to zwykle syntetyczne amorficzne glinokrzemiany, ziemie
naturalne aktywowane kwasem lub tlenki glinu.
Substancja wi
ca – jej zadaniem jest zespolenie wszystkich składników katalizatora i
nadanie mu odpowiedniej wytrzymało ci mechanicznej. Substancje te mog ale nie musz
by aktywne katalitycznie.
Wypełniacz – ma za zmniejszy zbyt du aktywno katalizatora. Zwykle jest to glina,
kaolin.
Dodatki:
-
do katalizatorów wprowadza si dodatki dla poprawy ich stabilno ci termicznej i
wytrzymało ci mechanicznej (np. substancje wi
ce),
-
dla ułatwienia regeneracji katalizatora stosuje si dodatek np. Pt (300-800 ppm) – ułatwia
to utlenianie CO do CO
2
,
-
zwi kszenie odporno ci na zatrucie metalami (V, Ni) uzyskuje si dodatki soli Sb, Bi.
Neutralizuj one wpływ Ni zwi kszaj cego tworzenie koksu i gazu. Dodatek Sn
neutralizuje wpływ V, który jako kwas wanadowy reaguje z zeolitami niszcz c je,
-
dodatek zeolitu ZSM-5 zwi ksza selektywno katalizatora (posiada on kanały o
mniejszej rednicy ni zeolit Y i umo liwia selektywny kraking długoła cuchowych
parafin i olefin, zwi ksza udział izoparafin, olefin (izobuten) w produkcie), zwi ksza
8
wydajno benzyn i ich LO. Jest to szczególnie widoczne dla surowców o wysokiej
zawarto ci parafin i w niskich temperaturach reakcji. Zwykle dodaje si 2-5% ZSM-5.
W ziarnie katalizatora wyst puj kostki zeolitu wielko ci ~ 1 mikrona, płytki kaolinu
(gliny) o długo ci ~ 1 mikrona, płytki tlenku glinu o podobnej wielko ci i zgrupowania zolu o
cz stkach ~ 0.01 mikrona.
Typowe udziały składników:
Udział, % mas.
Powierzchnia, m
2
/g
Zeolit
20-45
600
Tlenek glinu
10-25
200-400
Substancja wi
ca
5-25
30-200
Wypełniacz (glina)
5-55
10-40
Obj to porów, cm
3
/g
0.2 – 0.5
rednice porów, nm:
Zeolit
1
Matryca
2-100
Aktywno katalizatora jest zwykle proporcjonalna do jego powierzchni (zawarto ci
zeolitu).
Zawarto sodu, zale na od stopnia wymiany, wpływa niekorzystnie na aktywno i
stabilno katalizatora powoduj c stopniowe zniszczenie struktury krystalicznej zeolitu. Sód
blokuje równie centra aktywne kwa ne przez co obni a liczb oktanow benzyny.
Do katalizatorów wprowadza si ró ne substancje dla poprawy ich stabilno ci
termicznej, ułatwiania regeneracji, zwi kszenia odporno ci na zatrucie oraz podwy szenia
wytrzymało ci mechanicznej. Katalizatory musz by odporne na cieranie, szoki termiczne,
działanie powietrza, dwutlenku w gla, pary wodnej i zwi zków azotu; musz zawiera pewn
ilo wody zwi zanej chemicznie (grupy hydroksylowe), musz mie odpowiedni
porowato i rozkład porów, od niej zale y aktywno , selektywno , energia aktywacji i
odporno na trucizny. Syntetyczne bezpostaciowe glinokrzemiany zawieraj ce zwykle 10-15
% Al2O3, stosowane s ostatnio równie katalizatory zawieraj ce ok. 25 % Al2O3.
Metale znajduj ce si w surowcu osadzaj si na powierzchni katalizatora, głównie
wanad, nikiel, elazo i mied zmieniaj c jego aktywno i selektywno (zwłaszcza wanad
zatruwa centra kwasowe i powoduje zniszczenie struktury zeolitów). Wzrost zawarto ci
metali zwi ksza osadzanie koksu na katalizatorze, obni a wydajno benzyny oraz butanu i
butenu, zwi ksza produkcj wodoru.
Zawarto metali ci kich w katalizatorze równowagowym jest zgodna z zale no ci :
Me = (W x M
f
)/C
a
Me zawarto metalu w katalizatorze równowagowym, ppm
W – szybko podawania surowca, ton/h,
M
f
– zawarto metali w surowcu, ppm,
C
a
– szybko podawania katalizatora wie ego, ton/h
Produkty krakingu katalitycznego
9
W KK podobnie jak w krakingu termicznym zasadnicz reakcj jest rozerwanie wi zania
w giel-w giel z utworzeniem zwi zków o mniejszej masie cz steczkowej. Surowcami mog
by ró ne frakcje ropy od ci kiej benzyny do pozostało ci atmosferycznych. Zwykle jednak
s to destylaty pró niowe. Głównym produktem s benzyny, obok nich otrzymuje si znaczne
ilo ci gazów oraz destylaty olejowe lekkie (dodawane do olejów nap dowych) i ci kie.
Frakcja benzynowa zawiera du e ilo ci olefin, charakteryzuje si wysok liczb oktanow i
jest cennym komponentem benzyn. Problemy mog stwarza zwi zki siarki zawarte w
surowcu KK. Dlatego du o korzystniej jest poddawa hydrorafinacji surowiec KK ni
usuwa zwi zki siarko-organiczne z nienasyconego produktu.
Frakcja olejowa zawiera du e ilo ci w glowodorów aromatycznych (niska liczba
cetanowa) i dlatego musi by zdearomatyzowana o ile ma by u yta jako komponent oleju
nap dowego. W Tab. 1 zestawiono warto ci liczby cetanowej niektórych grup
w glowodorów, jak wida olej cyrkulacyjny z KK (odpowiadaj cy frakcji ON) wykazuje
wyj tkowo nisk warto tego wska nika.
Ci ki olej obiegowy z KK zawiera szlam katalizatora. Powstaje te koks, który jest
wypalany przy regeneracji katalizatora. Regeneracja (wypalanie koksu) katalizatora jest
ródłem energii (ciepła) dla realizacji KK (silnie endotermiczna reakcja).
Oprócz reakcji prowadz cych do zrywania wi za C-C, w procesie KK zachodz
równie reakcje:
• izomeryzacji,
• polimeryzacji,
• cyklizacji i kondensacji (mog prowadzi do tworzenia koksu),
• alkilacji.
Tab. 1. Typowe zakresy liczby cetanowej ró nych grup w glowodorów oraz frakcji –
komponentów oleju nap dowego
Grupa w glowodorów
Liczba cetanowa
n-heksadekan (cetan)
100
n-alkany
100-110
izo-alkany
30-70
Alkeny
40-60
Nafteny
40-70
alkilobenzeny
20-60
naftaleny
0-20
-metylonaftalen
0
frakcja ON z destylacji pierwotnej
40-50
olej obiegowy z FCC
0-25
frakcja ON z krakingu termicznego
30-50
frakcja ON z hydrokrakingu
55-60
Przewiduje si , e w przyszło ci w puli produktów procesu KK b dzie malał udział
benzyn, natomiast wzrasta b dzie udział lekkich olefin. Zwi zane jest to z ograniczaniem
zawarto ci olefin w składzie benzyn oraz rosn cym zapotrzebowaniem na olefiny C
3
-C
4
(produkcja eterów MTBE, ETBE, alkilacja, petrochemia). Zwi kszenie udziału lekkich olefin
w puli produktów KK mo na osi gn dodaj c niewielkie ilo ci zeolitu ZSM-5 do
katalizatora KK. W porównaniu do konwencjonalnego zeolitu USY, zeolit ZSM-5 posiada
w sze pory dost pne tylko dla w glowodorów liniowych (b d słabo rozgał zionych) dzi ki
czemu spełnia on rol katalizatora selektywnego ze wzgl du na kształt cz steczek reagenta.
Oznacza to, e na ZSM-5 krakowane s przede wszystkim w glowodory o niskiej liczbie
10
okatanowej (alkiloaromaty oraz rozgał zione w glowodory nie mieszcz si w w skich
porach ZSM-5).
Procesy przemysłowe krakingu katalitycznego
Typowe warunki pracy przemysłowych instalacji KK zestawiono w tabeli 2. Proces
krakingu katalitycznego zachodzi w temperaturach 470-525°C przy ci nieniu bliskim
atmosferycznemu (maksymalnie 1.5 bar nadci nienia).
Tab. 2. Typowe warunki pracy FCC
Reaktor (rajzer) Regenerator
Temperatura, K 775
973
Ci nienie, bar
1
2
Czas pobytu
1-5 s
Minuty (do 0.5 h)
Pierwszy przemysłowy proces KK opracowany przez Houdry'ego był procesem z
katalizatorem w zło u stałym i kilkoma reaktorami naprzemian pracuj cymi w procesie lub
regenerowanymi (rys. 4). Surowiec w postaci par przechodził przez katalizator w
temperaturze około 450°C (723 K).
PARA
SUROWIEC
POWIETRZE
GAZ
ODLOTOWY
Turbokompresor
POWIETRZE
PARA
WODNA
PRODUKTY
PODGRZEWACZ
GAZ
BENZYNA
RECYKL
REAKTORY
K - 4
Rys. 4 . Schemat procesu KK ze stałym zło em katalizatora(Houdry).
Intensywne koksowanie katalizatora i wynikaj ca z tego konieczno cz stych
regeneracji doprowadziły do opracowania procesu z ruchomym zło em katalizatora.
Przykładem takiego procesu jest Thermofor Catalytic Cracking (TCC). Surowiec (rys. 5)
razem z zsypuj cym si katalizatorem przechodzi przez reaktor. Katalizator razem z par
wodn przechodzi do pieca (jednego z dwóch) i nast pnie po regeneracji strumieniem
powietrza transportowany jest do zasobnika nad reaktorem.
11
ZREGENEROWANY
KATALIZATOR
SUROWIEC
PARY
PARA WODNA
POWIETRZE
GAZ
ODLOTOWY
DO
FRAKCJONOWANIA
POWIETRZE
R
E
A
K
TO
R
P
IE
C
ZB
IO
R
N
IK
P
IE
C
K - 5
Rys. 5. Schemat ideowy procesu TCC.
Opisane procesy maj znaczenie historyczne. Zostały zast pione procesami
fluidalnymi, FCC. Drobnoziarnisty katalizator jest fluidyzowany parami surowca. Pary
przechodz przez cyklony na szczycie reaktora i id do sekcji frakcjonowania na gazy,
benzyn , lekki i ci ki olej krakingowy, natomiast zakoksowany katalizator wyprowadzany
jest w sposób ci gły z reaktora i transportowany do reaktora – regeneratora (powietrzem lub
innym gazem) gdzie równie na warstwie fluidalnej zachodzi wypalenie koksu. Katalizator
zregenerowany spływa do linii zasilania surowca, podgrzewa surowiec do około 510°C (780
K) i wchodzi z surowcem do reaktora. Jest to ogólny schemat, istnieje wiele rozwi za
przemysłowych.
W przeszło ci opracowano i wdro ono szereg rozwi za zalicza KK w fazie fluidalnej
(FCC), opisywanych kolejnymi cyframi rzymskimi. Na rysunku 6 przedstawiono dla
przykładu ogólny schemat stosowany w modelu IV FCC (1952 r.). Instalacja ma kształt litery
U z półokr głymi przewodami przesyłaj cymi katalizator z reaktora do regeneratora i z
powrotem. Dzi ki temu zmniejszono erozj cian w wyniku cierania przez pył katalizatora.
Inne rozwi zania z omawianej grupy to modele Ortohoflow A, B i C, gdzie reaktor i
regenerator stanowi jeden zło ony aparat. W modelu A i C reaktor jest ponad regeneratorem
a w modelu B reaktor poni ej regeneratora pomi dzy reaktorem i regeneratorem jest sekcja
przeparowania katalizatora (konieczna równie ze wzgl dów bezpiecze stwa).
12
Rys. 6. FCC model IV – schemat ideowy.
W obecnie stosowanych procesach reakcja krakingu nie zachodzi w zło u fluidalnym -
katalizator jest transportowany pneumatycznie w strumieniu par surowca i wła nie wówczas
zachodz reakcje krakingu. Niemniej jednak nadal utrzymuje si nazw FCC chocia
naprawd w zło u fluidalnym prowdzona jest tylko regeneracja katalizatora. Nowoczesne
instalacje s wyposa ane w podno nik pneumatyczny (ang. riser). Nazwa ta - "raizer" -
przyj ła si w mi dzynarodowej gwarze naftowej. W typowej instalacji jest pionowa rura o
rednicy około 1 m i wysoko ci do ok. 30 m. Stanowi ona wła ciwy reaktor, czas
przebywania surowca i katalizatora w podno niku wynosi około 1 sek. (Tab. 2). W tych
warunkach wa na jest budowa zako czenia "raizera". Wyst puj tam du e siły i erozja
zwi zane ze zmian kierunku ruchu.
Przykładem współczesnych rozwi za mo e by Flexicraking IIIR opracowany przez
firm Exxon (rys. 7), jest ono zbli one do modelu IV. Przed wej ciem do "raizera", surowiec
poprzez specjalny system wstrzykuj cy jest kontaktowany z katalizatorem transportowanym
strumieniem pary wodnej. Górne zako czenie "raizera" stanowi sprz one cyklony
oddzielaj ce katalizator od produktu, s dwa stopnie oddzielania pyłu. Katalizator opada
poprzez zasuw dławi c do regeneratora. Po drodze jest przeparowywany aby usun
zaadsorbowane w glowodory i mie zmniejszy ilo koksu w katalizatorze. Para wodna
odcina przestrze z palnymi parami w glowodorów od cz ci gdzie jest podawane powietrze
do regeneracji. Na wypadek niebezpiecze stwa s mechaniczne zawory odcinaj ce.
Regenerator stanowi jedno naczynie z urz dzeniami zapewniaj cymi ci gło długotrwałego
ruchu. Mo na prowadzi wypalanie całkowite lub cz ciowe. Z regeneratora mo na
otrzymywa gaz opałowy. Jest on odpylany w cyklonach i myty w skruberach. W instalacji
13
mo na przetwarza destylaty pró niowe, ekstrakty z olejów smarowych, oleje odasfaltowane
i (lub) pozostało ci.
REGENERATOR
CYKLON - STRIPER
STRIPER
“RAJZER” REAKTORA
STO EK STRIPERA
ZU YTY
KATALIZATOR
ZAWÓR
REGULUJ CY
“RAJZER”
REGENERATORA
KATALIZATOR
ZREGENEROWANY
ZAWÓR
REGULUJ CY
SUROWIEC
K-11
Rys. 7. Flexicraking IIIR – schemat ideowy reaktora i regeneratora.
Zbli one rozwi zanie opracowała firma Texaco wspólnie z ABB Lummus Crest (rys.
8). Surowiec jest wstrzykiwany u dołu "raizera" przez specjalny system dysz i nast pnie
transportuje katalizator. U szczytu "raizera" znajduje si system sprz onych cyklonów
oddzielaj cych katalizator. Pary produktu id do rozdestylowania. Katalizator z cyklonów
spada do naczynia, u dołu którego znajduje si stripper parowy. Pary w glowodorów s
kierowane ze stripera do rozdestylowania poprzez specjalne upusty w pomieszczeniu
cyklonów. Katalizator z przeparnika poprzez reguluj cy zawór dławi cy zsypuje si do
dystrybutora katalizatora, który rozprowadza katalizator równomiernie w regeneratorze. Koks
z katalizatora mo e by wypalony kompletnie doprowadzanym tam powietrzem. Powstaj cy
gaz poprzez cyklony idzie do systemu odzysku ciepła i oczyszczania gazu. Gor cy katalizator
jest odprowadzony poprzez zewn trzny szyb odbieraj cy. Ten szyb pozwala na uzyskanie
odpowiedniej g sto ci katalizator w pionowej rurze z katalizatorem regenerowanym, tak aby
na zasuwie dławi cej był maksymalny spadek ci nienia co zabezpiecza stabilny dopływ
katalizatora do cz ci zasysaj cej raizera.
Podobne jest rozwi zanie opracowane przez Stone & Webster (wspólnie z IFP).
Surowiec (rys. 9) jest wprowadzany u dołu "raizera" wychodzi poprzez odpowiednie
urz dzenia oddzielaj ce katalizator. Pary produktu s chłodzone aby obni y ilo
powstaj cego gazu i zwi kszy produkcj benzyny a nast pnie wychodz do
rozfrakcjonowania. Katalizator opada do stripera i przechodzi do regeneratora gdzie jest
wypalony koks w strumieniu powietrza. Katalizator poprzez zewn trzny szyb wraca do spodu
"raizera". Specjalny system regulacji temperatury pozwala na optymaln prac raizera.
14
GAZ ODLOTOWY
DO FRAKCJONOWANIA
SUROWIEC
K-12
CYKLONY
REGENERATOR
KATALIZATOR
ZREGENEROWANY
ZASUWA DŁAWI CA
DYSZE
PRZEPARNIK
REGENERATOR
CYKLONY
ZAWÓR
DŁAWI CY
RAJZER “
Rys. 8. Rozwi zanie ABB Lummus – Texaco, schemat ideowy regeneratora i reaktora.
Te same firmy maj specjalne (rys. 10) rozwi zanie dla krakingu pozostało ci ropnych
(Resid Catalytic Cracking). Poniewa przy przetwarzaniu pozostało ci powstaj wi ksze
ilo ci koksu regeneracja jest prowadzona w dwóch stopniach co pozwala na gł bokie
usuni cie koksu i zabezpiecza przed przegrzaniem i dezaktywacj katalizatora. Konstrukcja
jest taka aby ciany reaktora i innych naczy roboczych były zimne co obni a koszty
inwestycji (gatunki stali).
15
Rys. 9. Rozwi zanie Stone & Webster oraz IFP, reaktor i regenerator – schemat ideowy.
GAZ ODLOTOWY
REGENERATOR II st.
PRODUKT
ZAKO CZENIE
“RAJZERA”
CHŁODZENIE
REAKTOR
STRIPER
“RAJZER” REAKTORA
SYSTEM POMIARU
TEMPERATURY
POWIETRZE
PIER CIE
POWIETRZNY
REGENERATOR I st.
GAZ ODLOTOWY
ODPROWADZENIE
PIER CIE
POWIETRZNY
SUROWIEC
K-14
16
Rys. 10. Schemat ideowy reaktora i regeneratora procesu Resid Catalytic Cracking.
FCC a rodowisko
Instalacje krakingu katalitycznego nale w rafinerii do tych, które w najwi kszym
stopniu obci aj rodowisko. W trakcie regeneracji katalizatora z siarki zawartej w osadach
koksu powstaj tlenki siarki. Dodatkowo, tworz si znaczne ilo ci tlenków azotu. W
zale no ci od lokalnych uwarunkowa , niezb dnym mo e by odsiarczanie (deSOx) i
odazotowanie (deNOx) spalin z regeneratora. Oprócz tego, w zale no ci od skuteczno ci
pracy cyklonów, ró ne ilo ci pyłu katalizatora (zawieraj cego metale ci kie) równie mog
by emitowane.
Siarka zawarta w surowcu trafia do produktów ciekłych reakcji, tworzy H
2
S
zanieczyszczaj cy lekkie gazy krakingowe oraz osadza si z koksem na katalizatorze.
Przykład dystrybucji siarki w produktach FCC (surowiec – 2%
mas
S)
Produkt FCC
cz
„S” zawartej w surowcu, %
H
2
S
50 ± 10
Produkty ciekłe
43 ± 5
Koks SO
x
7 ± 3
Hydrorafinacja surowca do procesu FCC zmniejsza zawarto siarki we wszystkich
produktach krakingu, poprawiaj c w ten sposób ich jako . Emisj tlenków siarki z instalacji
FCC zmniejsza si b d to typowymi metodami odsiarczania spalin b d specyficzn
(stosowan tylko w procesie FCC) metod polegaj c na adsorpcji tlenków siarki na
odpowiednio dobranych tlenkach metali (komponentach katalizatora krakingu katalitycznego)
a nast pnie wydzieleniu siarki w formie st onego strumienia siarkowodoru. Szczegóły tej
metod opisano poni ej.
Usuwanie tlenków siarki podczas regeneracji katalizatora FCC
Proces polega na absorpcji tlenków siarki (SO
2
, SO
3
) przez tlenki metali (MeO) w
regeneratorze FCC. Sorbent jest regenerowany w reaktorze i w striperze FCC poprzez
redukcj utworzonych siarczanów i siarczynów i wydzielenie H
2
S. Istotne znaczenie ma
dobór odpowiedniego sorbenta. W tym przypadku stosuje si tlenki Mg, Ce i Al. W
regeneratorze, w reakcji z SO
x
tworz one sól (MeSO
3
, MeSO
4
) stabiln w panuj cych tam
warunkach (atmosfera utleniaj ca), natomiast w rajzerze (atmosfera redukcyjna), sól ta ulega
rozkładowi:
Regenerator
2 SO
2
+ O
2
2 SO
3
SO
2
+ MeO MeSO
3
SO
3
+ MeO MeSO
4
(trwały w regeneratorze)
Rajzer
MeSO
4
+ H
2
MeSO
3
+ H
2
O
(nietrwały w rajzerze)
MeO + H
2
S
H
2
MeSO
3
MeS + H
2
O
Striper
17
MeS + H
2
O MeO + H
2
S
Utworzony H
2
S jest usuwany z gazów poprzez absorpcj i kierowany do instalacji
Clausa. Sorbent mo e by jednym ze składników katalizatora b d te mo e by stosowany
oddzielnie. W przypadku oddzielnego dodawania sorbentu, jego ilo mo na regulowa w
zale no ci od zawarto ci S w surowcu, ale wówczas potrzebny jest osobny reaktor do jego
regeneracji. W ten sposób mo na usun około 80% siarki zawartej w regenerowanym
katalizatorze.
Literatura uzupełniaj ca:
1. R. Sadeghbeigi; Flid Catalytic Cracking Handbook. Gulf Publishing Company,
Houston, Texas, 1995.
2. J. Biwas, I.E. Maxwell; Applied Catalysis,
63 (1990), 197-258.
3. J. Bousquet, M. Valais; Applied Catalysis,
134 (1996) N8-N18