دانلود پروژه ي پاياني شيمي بررسي شرايط تبديل تركيبات آروماتيك به بنزين دركارخانجات آروماتيكي كشور (docx) 101 صفحه

دسته بندی : تحقیق

نوع فایل : Word (.docx) ( قابل ویرایش و آماده پرینت )

تعداد صفحات: 101 صفحه

قسمتی از متن Word (.docx) :

پروژه ي پاياني كارشناسي مهندسي شيمي عنوان پروژه : بررسي شرايط تبديل تركيبات آروماتيك به بنزين دركارخانجات آروماتيكي كشور با نهايت تقدير وتشكر از جناب آقاي مهندس ابراهيم جلالي علي آبادي كه نهايت همكاري و راهنمايي را در جهت انجام هر چه بهتر اين پروژه مبذول فرمودند . سلامتي و توفيق روزافزون را از درگاه ايزد منان براي ايشان مسألت داريم مصطفي جاسم پورسعيداوي- محمد رستگاري مهر فهرست مقدمه ......................................................................................................................................................................6 بنزين ........................................................................................................................................................................7 مروري بر سير مصرف بنزين درجهان وايران .............................................................................................................8 اهداف اين پروژه .......................................................................................................................................................11 تبديل كاتاليستي ......................................................................................................................................................12 تاريخچه ي واحد تبديل كاتاليستي ............................................................................................................................15 اكتان يا درجه ي آرام سوزي .....................................................................................................................................16 واحدهاي ريفرمينگ در ايران ......................................................................................................................................17 واحد آروماتيك مجتمع هاي پتروشيمي .....................................................................................................................18 فرآيند واحد تبديل كاتاليستي ...................................................................................................................................22 شرح فرآيند واحد تبديل كاتاليستي .............. ...........................................................................................................23 متغيرهاي عملياتي ................................................................................................................................................... 26 واحد آروماتيك مجتمع هاي پالايشگاهي ................................................................................................................ 31 خوراك و محصول .....................................................................................................................................................34 شرح فرآيند واحد ريفرمينگ .....................................................................................................................................39 واكنش هاي انجام شده در ريفرمينگ كاتاليستي ......................................................................................................41 متغيرهاي عملياتي .....................................................................................................................................................45 اكتان بنزين پالايشگاه واقدامات لازم درجهت افزايش آن ..........................................................................................55 مقايسه ي شرايط توليد بنزين....................................................................................................................................57 راكتورها .....................................................................................................................................................................63 واكنشهاي انجام شده درراكتورهاي آرومايزينگ .......................................................................................................66 كاتاليست راكتورهاي آرومايزينگ ............................................................................................................................ 72 مشخصات كاتاليست راكتورهاي آرومايزينگ .............................................................................................................74 مكانيسم كاتاليست راكتورهاي آرومايزينگ ...............................................................................................................75 سموم كاتاليست ........................................................................................................................................................79 بازسازي كاتاليست ....................................................................................................................................................82 برسي هزينه ها و سود و زيان طرح ...........................................................................................................................84 منابع و ماخذ .............................................................................................................................................................90 مقدمه : بنزين : بنزين مايعي مشتق شده از نفت است که در پالايشگاه نفت توليد می گردد و به عنوان سوخت در موتورهای درون سوز مورد استفاده قرار مي گيرد . بنزين اهميت بسزايي در توسعه ي جوامع بشري و اقتصاد ملت ها دارا است كه اين اهميت ناشي از تكامل بشري و حركت به سمت مدرنيزه شدن و مكانيزه شدن صنعت هاي بشري و به طور كلي پيشرفت روزافزون ملت ها است . بنزين مخلوطی از پارافين ها ، آلکان ها ، نفتن ها ، سيکلو آلکان ها و آروماتيک ها است و همچنين شامل مواد آلي از قبيل اترهاي آلي و مقداري کمي ناخالصي مانند دي سولفيدها ، تيوفن ها و سولفيد هيدروژن مي باشد . همچنين افزودني هايي به منظور بهبود هر چه بيشتر اين خواص به آن اضافه مي شود. مهمترين خاصيت بنزين عدد اکتان است که نشان دهنده ميزان مقاومت بنزين در برابر انفجار زود هنگام در سيلندر موتور است که باعث ضربه زدن به موتور و آسيب هاي جدي به موتور مي شود . معيارهاي قراردادي مختلفي برای بيان عدد اکتان وجود دارد بنابراين بسته به سيستم مورد استفاده سوخت هاي مشابه ممکن است اعداد اکتان متفاوت داشته باشند . محدوده ي جوش بنزين به سه قسمت تقسيم مي شود و هر قسمت گويای خاصيتی از بنزين است . قسمت اول که تا 25 درصد ابتدای بنزين است نشان گر كيفيت روشن شدن اتومبيل است . قسمت دوم تا 50 درصد تقطير قدرت سوخت و ارزش حرارتي آن را نشان مي دهد و از 50 تا 90 درصد تقطير قسمت سوم منحنی مشخص کننده ميزان تركيبات سنگين در بنزين است و نشان مي دهد چه مقدار از تركيبات سنگين ممکن است در اثر حرارت موتور تجزيه شود . مزايای بنزين و سوخت هاي مايع نسبت به سوخت هاي جامد اين است كه پس از سوختن ، خاکستر بر جا نمي گذارند . سوخت هاي مايع را می توان در محوطه اي دور از مصرف و به اشکال مختلف انبار کرد مروري بر سير مصرف بنزين در جهان وايران از زمان كشف موتورهاي درون سوز ، بنزين به عنوان يكي از مهمترين فرآورده هاي نفتي سبك جهان به شمار مي آيد و تقريبا 98 درصد آن در بخش حمل ونقل مصرف مي شود . در سال 1977 در حدود 4/906 ميليون تن بنزين در جهان مصرف شده است كه 28 درصد فرآورده هاي نفتي انرژي را شامل مي شود . يكي از دلايل بالا بودن نرخ رشد مصرف بنزين در كشورهاي آسيايي را مي توان به تعداد كشورهاي در حال توسعه در اين منطقه نسبت داد براي مثال در طي دوره ي 1987 تا 1988 ، چين 2/8 درصد و ايران 6 درصد نرخ رشد مصرف بنزين داشته اند . در حالي كه يكي از دلايل پايين بودن نرخ مصرف بنزين در كشورهاي اروپايي و كشورهاي آمريكاي شمالي ، اعمال سياست هاي صرفه جويي و توليد ماشين هاي كم مصرف بوده است . در بين مناطق مختلف جهان ، آمريكاي شمالي با سهم 5/45 درصد ، بزرگترين مصرف كننده و آفريقا با سهم 7/2 درصد كمترين مصرف را داشته اند . در هر منطقه نيز كشورهاي مختلف از مصرف متعادل برخوردار نبوده اند . در آمريكاي شمالي ، ايالات متحده به عنوان سرآمد مصرف بنزين در جهان ، بزرگترين كشور مصرف كننده است . اين كشور در سال 1977 حدود 40 درصد مصرف بنزين را به خود اختصاص داده ، در حالي كه در سال 1988 اين رقم به حدود 45 درصد رسيد ، به عبارت ديگر با افزايش رشد مصرف كشورهاي ديگر ، سهم آمريكا كمتر شده است .در بين كشورهاي اروپايي وضعيت نسبتا متعادل تري وجود دارد اما در كشور هاي اسيايي ژاپن وچين هر كدام به ترتيب با 6/7 و5/4 درصد از مصرف بنزين در جهان را دارا مي باشند كه موجب افزايش سهم آسيا از مصرف بنزين شده است . اما در ايران با نگاهي به آمار وارقام در مي يابيم كه سير مصرف انرژي و به خصوص فرآورده هاي نفتي در ايران همواره سير صعودي داشته است به گونه اي كه مصرف انرژي به ويژه فرآورده هاي نفتي ، از زمان كشف و احداث نخستين پالايشگاه در ايران به شدت رو به افزايش نهاده به گونه اي كه مصرف فرآورده هاي نفتي ، از 16346 ميليون ليتر در سال 1353 با متوسط نرخ رشد سالانه 6 درصد به 73640 ميليون ليتر در سال 1380 رسيده است . مطابق گزارش عملكرد سالانه شركت پخش و پالايش فرآورده هاي نفتي ، در سال 1380 ، از بين فرآورده هاي نفتي سهم بنزين در سال مذكور 5/20 درصد محاسبه شده است . درحال حاضر نياز و مصرف روزانه بنزين طبق گزارش رسمي بيش از 82 ميليون ليتر در روز است كه حدود 42 ميليون ليتر توسط 9 پالايشگاه كشور توليد مي شود و متاسفانه حدوداً 40 ميليون ليتر بايد ازخارج خريداري شود . اين مساله به خوبي نمايان است كه در كشور ما ايران كه يكي از بزرگترين توليد كنندگان نفت خام در جهان است ، متاسفانه با كمبود توليد داخلي اين ماده مهم وحياتي پيش رو هستيم كه اين امر ناشي از كم بودن تعداد پالايشگاه هاي موجود در سطح كشور با توجه به حجم استهلاك بنزين در سطح كشور است . به اين علت ايران با وجود اين كه يكي از بزرگ ترين صادر كنندگان نفت است در عين حال يكي از بزرگترين وارد كنندگان اين ماده ي مشتق نفتي است كه اين امر يكي از نقاط ضعف كشور ايران در امر صنعت نفت است . تقاضای زياد بنزين در ايران و کمبود توليد داخلی بنزين در پالايشگاه های داخل کشور ، ايران را به يكي از وارد كننده گان بزرگ بنزين تبديل كرده است كه با توجه به استراتژيک بودن اين محصول همواره با تهديد تحريم آن ، از کشورهای استثمارگر مواجه هستيم . برای مقابله با اين تهديد ها ، مي توان از توانايي كشور در زمينه ي صنعت پتروشيمي استفاده كرد . در اين خصوص مي توان از مجتمع هايی که بر مبنای ترکيبات آروماتيکی کار می کنند استفاده كرد . در راس فرآيندهای اين مجتمع ها فرآيند ريفرمينگ کاتاليستی قرار دارد. از اين فرآيندها در صنايع پالايش برای توليد سوخت هايی با عدد اکتان بالا استفاده می شود ودرمجتمع های پتروشيمی با استفاده ازخوراک نفتا، محصولاتی نظير بنزن، اتيل بنزن، تولوئن، زايلن و ارتوپازايلن توليد می گردد . معمولا با ايجاد تغييراتی بر روی شرايط دمايي و فشاريي راکتورهای پتروشيمي هايي که توليد ترکيبات آروماتيکی می کنند می توان محصول خروجی آنها را به سمت توليد بنزين با كيفيت مناسب و عدد اكتان بالا هدايت کرد . توجه به اين مساله ضروري است كه با توجه به مصرف روزافزون و محدود بودن ظرفيت موجود پالايشگاه ها لازم است به دنبال روش های ديگری برای توليد بنزين باشيم . اگر بنزين وارداتی را از طريق پتروشيمی های آروماتيکی تامين کنيم روزانه می توان 5/14 ميليون ليتر بنزين را می توان توليد کرد اگر چه هدف مجتمع هاي پتروشيمی توليد بنزين نيست ولی در جهت  همکاری با پالايشگاه ها و خنثی کردن تهديدهای خارجی مي بايست در اين مجتمع ها اقدام به توليد بنزين کنيم . اهداف اين پروژه: هدف اين پروژه چگونگی توليد بنزين در واحد هاي آروماتيك مجتمع هاي پتروشيمی و مقايسه ي آن با نظير توليد شده ي در واحد هاي پالايشگاهي و مقايسه ي هزينه توليد آن ها می باشد .مهمترين كارهايي كه در متن اين پروژه مي بايست صورت گيرد عبارتست از : الف) مقايسه ي پالايشگاه هاي توليد بنزين و واحد هاي توليد تركيبات آروماتيك ب) برسي تغييرات شرايط راكتور هاي آرومايزينگ براي توليد بنزين ج) برسي شرايط كاتاليست هاي راكتورهاي مذكور د) برآورد هزينه ها وسود وضرر اين كارخانجات با توجه به بالاتر بودن قيمت مواد آروماتيكي نسبت به بنزين براي مقايسه ي پالايشگاه هاي توليد بنزين و واحد هاي آروماتيكي مجتمع هاي پتروشيمي بايد به شناسايي فرآيند رخ داده در واحد هاي مشابه اين دو بخش صنعتي پرداخت و آن هم عبارتست از فرآيند تبديل كاتاليستي يا ريفرمينگ كاتاليستي كه در واحد آروماتيك مجتمع پتروشيمي و واحد ريفرمينگ مجتمع پالايشگاهي رخ مي دهد . مهمترين پارامترهاي كه در اين بخش داراي اهميت زيادي هستند وبايد مورد مطالعه ومقايسه قرار بگيرند عبارتند از : برش خوراک واحدها ، محصول واحدها، دماي راکتورها ، فشار راکتورها ، مشخصات خوراک ، واکنش هاي صورت گرفته ، کاتاليست وساير متغيرهای عملياتی وچگونگی فرآيند می باشد . اما قبل از وارد شدن به بحث مقايسه اي و شناخت واحد هاي مذكور، ابتدا بايد فرآيند رخ داده در اين واحدها يعني فرآيند تبديل كاتاليستي يا ريفرمينگ كاتاليستي ، اهميت آن ، تاريخچه ي آن و... را مورد مطالعه قرار داد . تبديل كاتاليستي : تبديل کاتاليستی يک از فرآيند های کليدی پالايشگاه ها است که به وسيله آن بنزين با کيفيت بالا ساخته می شود و فرآيندی است که هيدروکربن های با درجه آرام سوزی (اکتان) پايين را به وسيله تغيير شکل و با ايجاد ساختمان جديد بدون تغيير تعداد اتم های کربن ، عدد اکتان آن ها را افزايش می دهد . با توجه به برنامه کاهش مصرف مواد سربی تا سال 1985 ميلادی يا به حداقل رساندن آن تا پايان دهه 80 و با توجه استفاده از هيدروکربن های اکسيژن دار نظير الکل ها ، اترها مانند متانول ، متيل تر شری بوتيل اتر MTBE به جای مواد سربی ، باز پالايشگاه ها بيش از بيش برای توليد بنزين به واحدهای تبديل کاتاليستی وابسته می گردند . در دهه 1970 با ايجاد تغييراتی در واحدهای تبديل و تهيه کاتاليست های دو فلزی BIMETALIC و در نتيجه افزايش اکتان تا حدی از مصرف مواد سربی کاسته شد. ليکن از سال 1985 به بعد که در اکثر مجاز آن به grgal1/. وحتی کمتر محدود شده راه هايي در جهت افزايش اکتان از جمله از طريق کاهش بيشتر فشار راکتورها و يا تهيه کاتاليست های مناسب تر در پيش است . همچنين از واحدهای تبديل علاوه بر بنزين اتومبيل، مواد آروماتيکی هم، نظير بنزن، تولوئن، زايلين (BTX) توليد می شود که در پتروشيمی جهت تهيه مواد پاک کننده ، الياف مواد پلاستيکی ، مواد افزودنی و غيره مصرف دارند و در حال حاضر حدود 90 درصد آروماتيک مصرفی كارخانجات آمريکا از واحدهای تبديل تامين می گردد. همچنين اين واحد ها يکی از منافع تامين هيدروژن بوده و در فشار PSIA 100 به ازاء هر شبکه خوراک 1500-1000 فوت مکعب استانداردSCFBBL هيدروژن به عنوان محصول فرعی توليد می شود و يک واحد با ظرفيت 2000 بشكه در روز ، بين 30-20 ميليون فوت مکعب استاندارد هيدروژن توليد می نمايد که جهت واحدهای هيدروکراكينگ، گوگرد زدايي، اشباع اولفين ها و غيره مصرف می شود. ضمن جلوگيری از فعل و انفعالات نامطلوب، واکنش های مفيد نظير هيدروژن گيري، هيدروژنه شدن، ايزومري شدن، هيدروکراکينگ با راندمان خوب و توان بالا به وسيله کاتاليست انجام مي گردد و موقعی که کاتاليست در اثر کک گرفتن غيرفعال می شود به وسيله عمليات احياء و جوان سازی کارائی اوليه را مجدداً پيدا می کند. در اوايل، ريفرمينگ کاتاليستی بر حسب اين که در پالايشگاه استفاده شود يا در پتروشيمی، به دو نوع مختلف عمل می کرد. اين تفاوت به شدت عمليات بستگی داشت که بعدا به علت رشد نياز به بنزين با عملکردي که در مقايسه با نياز صنايع شيميايي به بنزن ، تولوئن وزايلن ها سريع تر بود . ساليان متمادی است که فرآيندهای ريفرمينگ به عنوان مهمترين روش توليد بنزين اتومبيل و همچنين توليد مواد آروماتيکی برای مصارف پتروشيمی مطرح بوده و مسلما در سالهای آينده نيز مد نظر خواهد بود. ريفرمينگ کاتاليستی يکی از واحدهای اساسی هر پالايشگاه است که هدف آن افزايش عدداکتان بنزين است . در سالهای اخير، به دلايل زير تحولاتی در فرآيند ريفرمينگ ايجاد شده است : 1- قوانين کنترل آلودگی و زدودن سرب از بنزين و همچنين حفظ منابع انرژی که تصفيه ی برش های نفتی را توصيه می کند . 2- توسعه ی روز افزون صنعت پتروشيمی نياز به آروماتيک هايي نظير بنزن ، تولوئن و زايلن ها که از طريق ريفرمينگ توليد می شوند . 3- ارائه فرمول های جديد جهت ساخت کاتاليست ريفرمينگ . 4- ارائه تکنولوژی بستر متحرک کاتاليستی جهت فرآيند ريفرمينگ . با گسترش صنايع اتومبيل سازی و استفاده از موتورهای بنزينی با نسبت تراکم بالا، تقاضا برای سوخت های با عدداکتان هر چه بيشتر افزايش يافت به اين ترتيب روز به روز اهميت ريفرمينگ افزوده شد. درحال حاضر سازنده ها برای مقابله با افزايش مصرف انرژی ، سعی در توسعه ی فرآيندهای خاصی دارند. براساس ، آنها در پالايش از سيستم هايي استفاده می کنند که در شدت عمليات بالايي کار می کنند و پايداری عمليات بالايي داشته و بازده بنزين را بهبود می بخشد و در پتروشيمی ها با استفاده از راکتورها در دمای بالا، توليد آروماتيک ها (بنزن، تولوئن وزايلن ها (را بهينه می کنند . تاريخچه ي واحد تبديل كاتاليستي: اولين واحد تبديل در نوامبر 1940 به وسيله شرکت پان امريکن (شرکت فعلی نفت آمريکا) در تگزاس سيتی از شهرهای ايالات تگزاس آمريکا در سرويس قرارگرفت . در آن زمان از کاتاليستی که 9 درصد اکسيد موليبدنيم بر روی پايه آلومينای فعال و به صورت دانه های ريز ساخته شده بود استفاده می شد. واحدهای کراکينگ حراتی ، نفتا ، ميان تقطير ، ته مانده برج تقطير قبل از 1930 و کراکينگ کاتاليستی در سال 1937 به وسيله شرکت سن اويل در شهر مارکوس شوک پنسيلوانيا توسعه و تکميل يافت و در سرويس قرار گرفت . از آنجا که با گذشت زمان بنزين حاصل از کراکينگ ديگر جواب گو نبود. خصوصاً اينکه جنگ جهانی دوم هم که بنزين بيشتر با اکتان بالاتر لازم داشت شروع شده بود و با توجه به اين که شرکت های محدودی مواد سربی نظير TEL را برای افزايش اکتان بکار می بردند اهميت واحدهايي تبديل که سه واحد آنها قبل از جنگ و 5 واحد در اثناء جنگ ساخته شد معلوم گرديد . اين واحد ها علاوه بر توليد بنزين هواپيما کمک زيادی به توليد مواد آروماتيکی خصوصاً تولوئن که برای ساخت مواد منفجره تی ان تی (تری نيتروتولوئن ) لازم بود نمودند ، البته در آن زمان متوسط افزايش اکتان (بدون سرب) حدود 12-7 و با افرودن مواد سربی 20-12 بود . بعد از جنگ جهانی دوم مصرف بنزين و مواد آروماتيکی کاهش يافت و بدين لحاظ تا چند سال واحد جديدی ساخته نشد ليکن به تدريج که اتومبيل های جديدی که اکتان بالاتری نياز داشته طراحی و ساخته شد مجدداً اهميت واحدهای تبديل نمايان گرديد . در سال 1949 اولين واحدی که از کاتاليست حاوی فلز پرکت UOP تحت نام پلاتفرمينگ ساخته شد البته اولين واحدی که به کار افتاد در اثر افزايش سريع دمای بدنه راکتو پس از سه ساعت بسته شد ، ليکن با رفع عيب سريع و تحقيقات بيشتر کاتاليست های بعدی بيش از 9 ماه کار کردند . درضمن کاتاليست اوليه احيا نمی شد بلکه پس از 18-9 ماه به وسيله کاتاليست نو به علت کاهش شديد محصول تعويض می گرديد . اکتان يا درجه آرام سوزی : عدد اکتان معرف کيفيت و آرام سوزی و عدم ضربه زنی بنزين است. هر چه اکتان بالاتر باشد، بنزين تمايل کمتری به ايجاد ضربه و KONCKINGدر موتور اتومبيل در موقع سوختن دارد . در سال 1923 کميت استاندارد برای اندازه گيری اکتان 1 درجه آرام سوزی بنزين در نظر گرفته شد. بدين صورت که اکتان نرمال هپتان را که بدسوزی آن زياد و ايجاد ضربه و KONCKING می کند صفر و درجه آرام سوزی ايزو اکتان ( 2-2-4 تری متيل پنتان ) که آرام سوزی خيلی خوبی دارد 100 گرفته و سپس اکتان بنزين های ناشناخته را به وسيله مقايسه کردن با مخلوطی از نرمال هپتان و ايزواکتان به دست می آورند . ماشين های با نسبت تراکم بيشتر که امروزه طراحی می شوند احتياج به بنزين با اکتان بالاتر را دارند ( با مقايسه با ماشينهای با نسبت تراکم کمتر). اکتان را با دو روش يکی تحقيقی در شرايط کار سبک تر و دور کند و درجه حرات کمتر ماشين و ديگری روش موتور در شرايط سخت تر موتور نظير دور بيشتر و درجه حرارت موتور بالا اندازه می گيرند و معمولاً اکتان به روش موتور کمتر از روش تحقيقی است و امروزه در کشورهای اروپايي و آمريکايي معدل آنها يعنیR+M2 در نظر گرفته می شود . تا سال 1974 تقريباً در همه بنزين ها از مواد سربی افزايش دهنده اکتان بنزين نظير تترا اتيل سرب استفاده می شد اما از سال 1975 با تغيراتی که روی طراحی موتورها پيش آمد بنزين بدون سرب هم ظاهر شد و روز به روز از مصرف سرب کم شد و تا جايي که در سال 1984حدود 70-60 درصد بنزين فروش رفته در آمريکا بدون سرب بوده و پيش بينی می شود که سال 1990 حدود 90-80 درصد بنزين توليدی بدون سرب باشد . واحدهای ريفرمينگ در ايران : تمامی پالايشگاههای ايران دارای واحد ريفرمينگ طی شرکت " يواُ پی " می باشند که ظرفيت طراحی آنها در جدول ارائه شده است . ظرفيت طراحی واحد ريفرمينگ پالايشگاه های ايران( بشکه در روز ) آباداناصفهانتهرانتبريزشيرازکرمانشاه2000030000300001200062002500 واحد آروماتيك مجتمع هاي پتروشيمي واحد آروماتيك براي توليد هيدروكربن هاي حلقوي با آروماتيك ها طراحي شده است. خوراك اين واحد برشي از تركيبات نفتي (نفتا) مي باشد كه از پالايشگاه تامين مي گردد. محصولات واحد آروماتيك عبارتند از: بنزن ، مخلوط زايلن ها ، رافينيت ، گاز مايع بنزن ومخلوط زايلن ها محصول اصلي واحد آروماتيك و رافينيت و گاز مايع به عنوان خوراك جانبي مورد استفاده قرار مي گيرد. براي مثال در واحد آروماتيكي پتروشيمي بندر امام واقع در بندر صادراتي ماهشهر روند كار به اين گونه است كه خوراك آن نفتا است كه مقدار آن يك ميليون تن در سال است كه از پالايشگاه آبادان تامين مي گردد. مقدار مصرف نفتا در واحد آروماتيك براساس طراحي m3hr 175 مي باشد كه معادل يك ميليون تن در سال مي باشد. براين اساس مقدار 360 هزارتن درسال بنزن،140 هزارتن درسال مخلوط زايلن هاو90هزارتن درسال گازمايع توليد خواهد شد كه اين مقادير ، مقادير طراحي شده بوده كه امروزه بنا به ضرورت نياز به مواد ديگر قابل تهيه در اين مجتمع مقادير توليدات به اين گونه تغيير يافته است: 240هزار تن در سال رافينيت، 230 هزار تن در سال بنزن، 140 هزار تن در سال مخلوط زايلن ها و 110هزار تن در سال گاز مايع به عنوان محصول جانبي به دست مي آيد. رافينيت به دليل دارا بودن عدد اكتان بالا به عنوان بنزين مرغوب جهت مخلوط شدن با ساير بنزين هاي توليد پالايشگاه به پالايشگاه ارسال مي شود . ازبنزن درتهيه شوينده ها ، پلاستيك ، الياف مصنوعي ، رنگهاي آلي و داروها استفاده مي شود . از زايلين ها درصنايع رنگ سازي ، صنايع پلاستيكي ، رزين مواد نرم كننده ، الياف مصنوعي و به عنوان حلال مواد شيميايي استفاده مي شود . بخش تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك شامل دو قسمت است كه عبارتند از : بخش تصفيه ي هيدروژني و بخش ريفرمينگ الف- بخش تصفيه ي هيدروژني: فرآيند تصفيه ي نفتا يك پالايش كاتاليستي است كه در حضور كاتاليست مناسب وهيدروژن انجام مي گيرد. هدف اصلي از اين واحد حذف آلاينده هاي كاتاليست قسمت تبديل كاتاليستي يا ريفرمينگ كاتاليستي مي باشد . به طوري كه در اين قسمت از ، تركيبات آلي سولفوردار را به صورت H2S وتركيبات آلي ازت دار، ازت را به صورت NH3 ازدست مي دهند و فلزات سنگين نيز درقسمت فوقاني راكتور جذب سطحي كاتاليست مي شوند و تركيبات الفيني نيز در حضور هيدروژن اشباع مي شوند . كاتاليست به كار رفته در اين فرآيند تركيبي از كبالت يا نيكل و يا موليبدن مي باشد . كاتاليستي كه در واحد تصفيه به كار مي رود ، كاتاليستي است مركب از نيكل و موليبدن كه بر پايه ي آلومينا قرار مي گيرد . اما اغلب از كاتاليست شركت UOP استفاده مي شود . كه كاتاليستي است مركب از كبالت وموليبدن كه برپايه ي آلومينا قرار مي گيرد . به منظور تصفيه ي نفتا درحضور كاتاليست و هيدروژن شش واكنش اصلي انجام مي گيرد به طوري كه محصول مطابق طراحي مشخصات زير را دارا مي باشد : RESULTUNITIMPURITY< 1 ppm< 1 ppm< 5 ppm< 5 ppmwt%wt%wt%wt%SULFURNITROGENWATERMETAL واكنشهاي انجام شده درحضور كاتاليست عبارتند از: 1- تبديل تركيبات آلي گوگرددار به H2S 2- تبديل تركيبات آلي نيتروژن دار به NH3 3- تبديل تركيبات آلي اكسيژن داربه H2O 4- اشباع الفينها 5- تبديل تركيبات آلي هالوژن داربه هيدروژن هاليدها 6- حذف تركيبات سنگين فلزي “ ORGANO-METALIC “ ب- بخش تبديل كاتاليستي: نفتا پس از تصفيه شدن و عاري شدن از ناخالصي هايي كه موجب مسموميت كاتاليست واحد مي شود وارد بخش كاتاليستي مي شود در اين بخش كه شامل چهار راكتور و چهار كوره در كنار هر راكتور مي باشد ، خوراك پس از گذشتن از كوره ي هر راكتور وارد آن راكتور مربوط شده و پس از اعمال شدن شرايط دمايي و فشاري خاص وگذشتن از روي كاتاليست خاص اين فرآيند ، و انجام گرفتن عده اي از واكنش هاي خاص روي آن از راكتورخارج مي شود و وارد راكتور بعد مي شود تا جايي كه از راكتور آخر يعني راكتور چهارم خارج گردد . جريان خارج شده از راكتور چهارم پس از خنك سازي وارد برج هاي تفكيك گشته و پس از جداسازي مواد سبك تر از ريفرميت و هيدروژن و گاز مايع وارد برج تثبيت مي شود كه محصول اين برج ريفرميت با عدد اكتان بالا است . ريفرميت بدست آمده به عنوان خوراك بخش AROFINING قرار مي گيرد كه جهت توليد بنزن و تولوئن و زايلن بكار مي رود از طرفي ريفرميت مي تواند جهت استفاده به صورت بنزين به پالايشگاه ارسال شود . در ادامه به شرح كلي فرآيند و تشريح مكانيسم واكنشهاي صورت گرفته در راكتورهاي AROMIZING مي پردازيم . تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پتروشيمي: خوراك واحد آروماتيك پتروشيمي معمولا نفتا است كه از تركيبات C6-C10 پارافيني ، نفتني و آروماتيكي تشكيل مي گردد . هدف از اين فرآيند به حداكثر رساندن تركيبات آروماتيكي در محصول از نفتن ها و پارافين ها است كه براي استفاده به عنوان ذخيره ي تركيبات آروماتيكي مورد استفاده قرار مي گيرد . نفتن ها سريع تر و بهتر به آروماتيك ها تبديل مي شوند ولي پارافين ها اين گونه نيستند ونيازمند شرايط خيلي شديد دارند و روند تبديل آنها بسيار كند و نامطلوب است . در مجموعه واکنش های ريفرمينگ ، آنهايي که منجر به توليد آروماتيک ها و نيز پارافين های پرشاخه می شوند ، از اهميت بيشتری برخوردارند . بدين صورت که آروماتيک ها دارای بالاترين عدداکتان می باشند و پس از آنها پارافين های پر شاخه قرار دارند و پايين ترين عدداکتان متعلق به پارافين های خطی است . بازده آروماتيک ها توسط فرآيند ريفرمينگ و به ويژه تکنيک هايي مثل آرومايزنيگ بيشتر مي باشد . آرومايزنيگ يا به طور کلی ريفرمينگ احيايي با تبديل مطلوب حلقوی کردن پارافين ها و اولفين ها و امکان تخليص و جداسازی آروماتيک ها با سهولت بيشتر است . در اين فرآيند ، عمل تبديل شدن به وسيله ي گذراندن نفتا از روي بستر متحرك كاتاليست دو فلزي و در چهار راكتور آدياباتيك و در حضور هيدروژن با درجه ي نسبتا بالا و فشار پايين صورت مي گيرد . انجام عمليات در زير اين شرايط يعني فشار پايين و دماي بالا باعث افزايش سرعت توليد كك بر روي كاتاليست مي شود . در اين حالت استفاده از روش نيمه احيا كارساز نيست و نياز به واحد احيا كننده ي مداوم ضروري است . در اين فرآيند ، كاتاليست با مقدار معين از قسمت راكتور خارج مي گردد و در واحد احيا كننده ي مداوم احياء مي گردد و به صورت احيا شده به قسمت راكتور باز مي گردد . در اين روش قسمتي از كاتاليست از راكتور گرفته مي شود و كاتاليست احياء شده با سلكتويته ي بالا و مقدار كربن پايين و نسبت كلرايد به آب كنترل شده جايگزين آن مي شود. در اين حالت بيشترين بهره وري از هردوي آروماتيك ها و هيدروژن با كيفيت بالا از گاز خروجي صورت مي گيرد . شرح فرآيند تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پتروشيمي : خوراك واحد آرومايزينگ ، نفتاي تصفيه شده در دماي 160-130 درجه ي سانتيگراد و فشارBarG4/13وارد قسمت تبديل كاتاليستي شده و پس از پيش گرم شدن و افزايش فشار وارد كوره ي راكتور اول مي شود . در كوره ي اول خوراك تا دماي 480-460 درجه ي سانتيگراد گرم شده و از قسمت بالاي راكتور اول وارد آن مي شود . البته اين دماها ، دماهاي طراحي است و در شرايط عملياتي لازم است كه تصحيحات دمايي لازم براي عدد اكتان مناسب محاسبه واجرا گردد . جريان داخل راكتورها به صورت شعاعي يا RADIAL FLOW مي باشد . راكتور داراي يك لوله ي مركزي يا CENTER PIPE است كه در فواصل منظم داراي سوراخ مي باشد وجريان هيدروكربن پس از وارد شدن به راكتور و عبور از كاتاليست ها ازلوله ي مركزي خارج مي شوند . در راكتوراول كه حدودm3 21.6 كاتاليست يا 36/10 درصد حجمي ازكل كاتاليستها درآن است بيشتر واكنشهاي DEHYDROGENATION يا واكنش هايي كه همراه با از دست دادن هيدروژن هستند درآن انجام شده و چون اين واكنش ها گرماگير هستند ، بيشترين افت دمايي دراين راكتور قابل مشاهده است به طوريكه معمولا حدود 40 درجه ي سانتيگراد افت دمايي دارد . خروجي راكتوراول وارد كوره ي راكتور دوم شده و تا دماي500-485 درجه ي سانتيگراد افزايش يافته و وارد راكتور دوم مي شود . درراكتور دوم حدود m332.4 كاتاليست كه معادل 55/15 درصد حجمي از كل كاتاليست مي باشد وجود دارد و تعداد ديگري از واكنش هاي DEHYDROGENATION دراين راكتور انجام شده و همان طوري كه قبلا نيزاشاره شد اين واكنش ها گرماگير بوده وهمراه افت حرارتي درخروجي راكتور مي باشد به طوري كه معمولا حدود 30درجه ي سانتيگراد افت دمايي دارد . خروجي راكتوردوم وارد كوره سوم مي شود وتا دماي 521 درجه سانتيگراد گرم شده و سپس وارد راكتورسوم مي شود، راكتور سوم درحدود m344.9 كاتاليست معادل 55/21 درصد حجمي كل كاتاليست را دارا مي باشد . دراين راكتور نيز افت حرارتي كمتري نسبت به راكتور ما قبل خود وجود دارد . وحدود 535 -480 درجه ي سانتيگراد دما كاهش مي يابد . خروجي راكتور سوم وارد كوره چهارم شده وتا دماي 540 -480 درجه ي سانتيگراد گرم شده و وارد راكتورچهارم مي شود . دراين راكتوريك سري واكنش هاي HYDROCRACKING انجام مي شود .به دليل اينكه اين واكنش ها گرما زا هستند افت دمايي كمتري دراين راكتور نسبت به راكتورهاي قبلي مشاهده مي شود. افت دمايي درخروجي اين راكتورحدود 15 درجه ي سانتيگراد است. راكتورچهارم حدود m39/80كاتاليست معادل 83/38 درصد حجمي ازكل كاتاليست را شامل است . مطابق آنچه گذشت ميزان كل كاتاليست به كار رفته درچهار راكتور برابر m3179.8مي باشد . خوراك ورودي به واحد در چهار راكتور با كاتاليست AROMIZING تماس داده مي شود كه تقريبا به صورت 7،12، 25، 56 درصد در راكتورها تقسيم بندي شده است. كاتاليست به صورت پيوسته به اين صورت زير توزيع شده است : در راكتورها ، فضاي بين ديواره ي خارجي و لوله هاي دروني از بالا به پايين از قسمت پايين راكتور اول تا قسمت بالاي راكتور بعدي از آخرين راكتور تا واحد احيا كننده از واحد احيا كننده، كاتالست احيا شده به راكتور اول باز مي گردد. در واحد احياء كاتاليست به وسيله ي سيستم چرخشي احياء به صورت اتوماتيك احياء مي شود. چرخش كاتاليست به وسيله ي يكي از دو روش شدت جريان يا به وسيله ي سيستم حمل گازي صورت مي گيرد . خروجي راكتور چهارم پس از عبورازمبدل هاي حرارتي تا حدود 45-25 درجه ي سانتيگراد خنك شده و وارد MAGNAFORMER REACTOR FLASH EFFLUENT مي شود و در اين مرحله هيدروژن و گازهاي سبك ازمايع جدا مي شوند. قسمت عمده ي اين گازها توسط كمپرسور كه داراي دو خروجي مي باشد برگشت داده مي شود به طوري كه نسبت H2/HC را براي راكتور اول حداقل 3 وبراي راكتور سوم حداقل 9 نگه دارد . مايع جمع شده به وسيله ي پمپ ، پمپ شده و پس از عبور از مبدل هاي حرارتي تا دماي 180-170درجه سانتيگراد گرم شده و وارد برج STABILIZER مي شود . فشار اين برج kg/cm2 10-9 كنترل شده و توسط REBOILER تا 220-180 درجه گرم مي شود . هدف از اين برج حذف ISOHEXANE و C5 و تركيبات سبك تر از C5+ مي باشد . گازهاي خروجي از قسمت بالاي برج در دماي 95-65 درجه ي سانتيگراد در اثرعبور از فن هاي هوايي تا دماي 70-40 درجه سانتيگراد رسيده و پس از عبور از مبدل حرارتي تا 50-30 درجه ي سانتيگراد خنك شده و در REFLUX DRUM برج جمع آوري شده وتوسط پمپ REFLUX شده ومازاد آن كه هيدروكربن هاي سبك مي باشد جهت جداسازي پنتان و LPG به DEPENTANIZER FEED DRUM ارسال مي گردد . هيدروكربن هاي پايين برج كه عمدتا C5+ هستند تحت فشارخود برج با AROMATIC LEAN OILكه ازپايين برج LEAN OIL REGCNERATOR بدست مي آيد يكي شده و با دماي 140-110 درجه ي سانتيگراد وارد برجSPLITTER مي شود . هدف از اين برج جداسازي تركيبات سنگين تر از زايلن ازREFORMATE مي باشد. به طوري كه تركيبات هيدروكربني ‌زايلين وسبكتر ازآن ازبالاي ‌‌برج خارج شده وبه عنوان REFORMATE جهت‌‌استفاده درمخزن ذخيره مي شود . متغيرهاي عملياتي : پنج متغير عملياتي وجود دارد كه تاثير مستقيم بر روي كارائي راكتور دارند : دماي راكتور فشار راكتور سرعت فضائي نسبت هيدروژن به هيدروكربن كيفيت خوراك دماي راكتور: دماي ورودي به چهار راكتور موثرترين متغير عملياتي است كه اپراتور جهت كنترل كيفيت محصول در اختيار دارد. دماي ورودي به راكتور نسبت مستقيم با فعاليت كاتاليست دارد اين دماها به منظور اهداف زيرمي بايست تنظيم شوند : براي تغيير ميزان آروماتيكي شدن در فرآيند AROMIZATE زمان تبديل مواد اوليه با كيفيت متفاوت براي تنظيم كاتاليست قديمي كه بطور آهسته در طي چند سال رخ مي دهد . براي تنظيم خطاهاي موقتي ايجاد شده در اثر ناخالصي خوراك افزايش دما موجب افزايش عدد اكتان ، كاهش بازده ي كل ، افزايش مواد C1 تا C4 و نيز افزايش كك مي باشد . اين تحولات به دلايل ترموديناميكي (مساعد شدن واكنش هاي هيدروژن زدايي و حلقوي شدن) و به ويژه به علل سنتيكي ( مساعد شدن واكنش هاي با انرژي فعال سازي بالا نظير هيدروكراكينگ و حلقوي شدن و ككينگ) صورت مي گيرد . همچنين سلكتويته ي هيدروكراكينگ نسبت به حلقوي شدن افزايش مي يابد. افزايش دما آسان ترين و موثرترين راه افزايش عدد اكتان است . در حال حاظر تمايل به كاركرد در دماهاي بالا كه در پايان هر دوره ي ريفرمينگ به 540 درجه ي سانتيگراد مي رسد ، وجود دارد . با كاتاليزور هاي جديد كه سلكتيوتر و پايدارترند چنين افزايش دمايي امكان پذير است و نتيجه ي آن توليد بيشتر آروماتيك است بدون آن كه بازذه ، افت چنداني داشته باشد. براي ثابت نگه داشتن عدد اكتان فرآورده ي ريفرمينگ ، بايد دما را به طور منظم افزايش داد تا كاهش تدريجي فعاليت كاتاليزور را جبران كند . محدوده ي دمايي ريفرمينگ بين 540-480 درجه ي سانتيگراد است . فشار راكتور : فشار جزئي هيدروژن اساسي ترين متغير موثر بر عوارض واكنش است اما براي سهولت دانستن فشار نهائي راكتور ، مي تواند مورد استفاده قرار مي گيرد . فشار راكتور به طور دقيق و با استفاده از ميانگين فشار كاتاليست تعيين مي گردد . نسبت كاتاليست لازم توزيع شده در چهار راكتور معمولا به وسيله فشار ورودي به راكتور چهارم تنظيم مي گردد. همه ي واكنش هاي توليد كننده ي هيدروژن يعني واكنش هاي هيدروژناسيون ، حلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائي به وسيله ي فشار پايين تقويت مي شوند. فشار عملياتي پايين ، بهره ي توليد تركيبات آروماتيكي و هيدروژن را افزايش مي دهد و به همين دليل فشار عملياتي در حد مينيمم انتخاب مي شود و عمليات تحت فشار جزئي حداقل است. اگرچه فشار پايين توليد كك را افزايش مي دهد. فشار عملياتي راكتور به وسيله ي ميزان طراحي شده انجام مي گردد البته اپراتور توانايي تغيير اين متغير را دارد اما اين روش ، روش مطلوب و مورد نظر نبوده و لازمه ي آن طراحي تجهيزات محدود كننده است. كاهش فشار موجب افزايش عدد اكتان ، افزايش اندك بازده و كاهش مواد سبك مي شود و در نتيجه بنزين سنگين تر و هيدروژن خالص تر به دست مي آيد. تشكيل كك نيز افزايش مي يابد. اين نتايج هم جنبه ي ترموديناميكي دارند (مساعد شدن واكنش حلقوي شدن و هيدروژن زدايي) و هم جنبه ي سنتيكي ( افزايش سرعت حلقوي شدن نسبت به هيدروكراكينگ) . چنين شرايطي تشكيل كك را نيز مساعد مي كند. پيش تر عمليات ريفرمينگ در فشارهاي متوسط انجام مي شد و دوره ي عمليات نسبتا طولاني بود ولي امروزه انجام عمليات در فشارهاي پايين تر مورد نظر است. بدين ترتيب عدد اكتان و بازده ي بنزين و هيدروژن افزايش بيشتري مي يابند اما اشكال آن تشكيل زياد كك است كه با كاربرد كاتاليزورهاي سلكتيو تر ، تا حدودي تعديل مي شود . سرعت فضايي : سرعت فضايي به وسيله ي نسبت زير تعريف مي شود: ميزان كاتاليست در چهار راكتور / ميزان جريان عبوري در ساعتWHSV= اين پارامتر،پارامتري وابسته به انرژي جنبشي است و معادل متوسط زمان قرار گرفتن خوراك بر روي كاتاليست است. هر قدر سرعت فضايي بالا باشد كيفيت محصول پايين را به همراه دارد. افزايش دما مي تواند اين تاثير را خنثي كند كه عكس اين مورد نيز صحيح است. در شرايط با سرعت فضايي پايين واكنش هاي گرماگيرمي توانند رخ دهند و درجه دمايي را به اندازه اي كاهش دهند كه موجب كاهش بهره وري فرآيند AROMIZATE و در نتيجه كاهش دماي راكتور شوند. براي اجتناب از واكنش هاي هيدروكراكينگ و نيز اجتناب از توليد كك سنگين روش هاي عملياتي زير اجرا مي شود: براي كاهش سرعت فضايي: دماهاي ورودي به راكتور را كم كرده و پس از آن دبي جريان ورودي را كاهش مي دهند. براي افزايش سرعت فضايي: افزايش دبي جريان ورودي و پس از آن افزايش دماي ورودي به راكتور افزايش زمان تماس موجب بهبود عدد اكتان ، كاهش بازده ، افزايش توليد مواد سبك و كك مي شود. بنابراين اثر آن مشابه دما است با اين تفاوت كه اين تحولات فقط جنبه ي سنتيكي دارند يعني در اثر افزايش نقش واكنش هاي كند (حلقوي شدن و هيدروكراكينگ) به وجود مي آيند . سرعت فضايي در طي عمليات ريفرمينگ تغيير داده نمي شود مگر هنگامي كه خوراك عوض شود . نسبت هيدروژن به هيدروكربن : اين پارامتر به صورت نسبت روبروتعريف مي شود : دبي خوراك مايع/مقدار هيدروژن تميز بازيافت شده بازيافت هيدروژن در عمليات آروماتيكي شدن به منظور پايداري كاتاليست امري ضروري است . اين عمل داراي تاثير بر روي پاك سازي محصولات واكنش و مواد قابل كندانس است و تغذيه ي كاتاليست نيز از كاربرد هاي ديگر هيدروژن است. يك افزايش در نسبت هيدروژن به هيدروكربن ها باعث حركت نفتا از بين راكتورها با سرعت بالاتر و ذخيره سازي دروني حرارت بيشتر جهت واكنش هاي گرماگير است در نهايت اين امر باعث افزايش پايداري ميگردد نسبت پايين هيدروژن به هيدروكربن باعث كاهش فشار جزئي هيدروژن شده و در نتيجه توليد كك افزايش پيدا مي كند . در محدوده ي نرمال عملياتي ، نسبت هيدروژن به هيدروكربن تاثير ناچيزي بركيفيت محصول دارد . اين نسبت متغيري نيست كه اپراتور آن را تنظيم كند ، اين نسبت به وسيله ي مبناي طراحي شده در يك موازنه ي اقتصادي ما بين اندازه ي تجهيزات يعني كمپرسور هاي بازيافت كننده ، هيتر هاي شعله اي و واحد احيا كننده تنظيم مي گردد . فشار بالاي هيدروژن براي جلوگيري از تشكيل كك لازم است كه حفظ كردن اين فشار به وسيله ي برگشت دادن قسمتي از هيدروژن خروجي ، صورت مي گيرد. در گاز بازگردان مقداري از هيدروكربن هاي ‍‍C4-C5 وجود دارند كه در شروع عمليات هيدروژن خالص تر است . نسبت مولي هيدروژن به هيدروكربن بين 5 تا 10 تغيير مي كند كه معمولا نسبت هاي پايين ترجيح داده مي شوند البته در حدي كه تشكيل كك افزايش نيابد . اثر نسبت هيدروژن به هيدروكربن مشابه اثر فشار كل است . برسي ترموديناميكي وسنتيكي واكنشها و تاثير شرايط عملياتي برواكنش ها : فشار جزئي هيدروژن و نيز فشار كل سيستم بر روي حالت تعادل اثر گذاشته؛ به همين علت سعي در كاهش فشار و كاهش نسبت هيدروژن به هيدروكربن مي گردد. در شرايطي كه فشار عملياتي پايين و درجه ي حرارت بالا باشد حااكثر بهره وري آروماتيكي يا تبديل آروماتيكي صورت مي پذيرد. ولي اين شرايط توليد كك را به شدت افزايش داده و باعث كاهش فعاليت كاتاليزور مي گردد. اثركاهش فشار روي حلقوي شدن بيش از افزايش درجه ي حرارت موثر است . بر اساس يك برسي صورت گرفته بر روي ريفرميت با عدد اكتان 100 مشخص گرديد كه 72درصد حجمي ازمحصول شامل آروماتيك بوده و ريفرميت با عدد اكتان 5/107حدود 88 درصد حجمي آن را هيدروكربن هاي آروماتيك تشكيل مي داده است و نيز خوراك هاي سبك و با درصد پارافين بالا بازدهي كمي نسبت به تبديل به آروماتيكي شدن دارند و براي تبديل احتياج به شرايط عملياتي سخت تري دارند و خوراك هاي با درصد بالاي آروماتيك و نفتنيك به راحتي و با بازدهي زيادي محصول آروماتيك توليد مي كنند. واحد آروماتيك مجتمع هاي پالايشگاهي تبديل کاتاليستی در پالايشگاه فرآيندی است که با انتخاب کاتاليست مناسب و ايجاد شرايط عملياتی لازم هيدرو کربن های نفتنيک و پارافينی با نظم جديدی به مواد آروماتيک و ايزو پارفين ها تبديل می گردند . واحد تبديل كاتاليستي شامل دو مرحله فرآيند كاتاليستي مي باشد ، در مرحله ي اول كه مرحله ي تصفيه يا UNIFINER نام دارد، نفتاي خام ارسالي از واحد هاي تقطيير با جريان گاز غني از هيدروژن توليد شده در مرحله ي دوم تبديل كاتاليستي يا PLATFORMER مخلوط شده وپس از رسيدن به دماي مطلوب از درون راكتور از نوع DOWN FLOW با بستر ثابت كاتاليست عبور مي نمايد . كاتاليست اين راكتور معمولا كبالت-موليبدن، نيكل-موليبدن و يا كبالت-نيكل-موليبدن روي پايه ي آلومينا مي باشد . محصولات خروجي از راكتور سرد و به طور جزئي ميعان مي گردد . گاز توليدي در اين فرآيند به مسير سوخت واحد و نفتاي تصفيه شده به مرحله ي دوم كه واحد تبديل است ارسال مي گردد . در واحد تصفيه، ناخالصي هاي غير فلزي مانند گوگرد و نيتروژن موجود در خوراك به تركيبات قابل جداسازي تبديل و ناخالصي هاي فلزي موجود در خوراك ، جذب كاتاليست خواهد شد . اين ناخالصي ها به عنوان سموم كاتاليست بخش تبديل محسوب شده و بايد از خوراك جدا گردند . در مرحله ي تبديل نفتاي تصفيه شده ي ارسالي از مرحله ي تصفيه ، با گاز گردشي غني از هيدروژن مخلوط شده و پس از رسيدن به دماي مطلوب واكنش وارد اولين راكتور از نوع RADIAL FLOW مي گردد. اين راكتور و دو راكتور ديگر مجموعا شامل بستر هاي ثابت از كاتاليست هاي دوفلزي پلاتين، رينيوم مي باشد. جريان هيدروژن-هيدروكربن به صورت شعاعي از درون راكتور عبور مي نمايد و اين واكنش ها عمدتا گرماگير مي باشند و بدين خاطر دماي محصولات خروجي راكتور كمتراز دماي مطلوب براي انجام واكنش ها در راكتورهاي بعدي مي باشد و در نتيجه محصول راكتور اول جهت انجام واكنش هاي لازم در راكتور دوم ابتدا گرم مي گردد و اين عمل به صورت مشابه براي راكتور سوم نيز انجام مي گيرد . محصولات خروجي از راكتور سوم سرد و به طور جزئي ميعان مي گردد . محصول گازي آن كه شامل گاز غني از هيدروژن است پس از ميعان جزئي محصولات جدا مي گردد. بيشترين حجم اين گاز به طور گردشي به سيستم واكنشي تبديل يا راكتورها برگردانده شده و بخشي از آن جهت انجام واكنش هاي تصفيه به مرحله ي اول ارسال و بخش مازاد آن به سيستم سوخت واحد ارسال مي گردد . محصول مايع حاصل از راكتور سوم جهت تثبيت فشاربخار به برج تثبيت كننده ارسال مي گردد . محصول پايين اين برج به عنوان محصول اصلي (پلاتفرميت) به مخازن مربوطه ارسال مي گردد . جريان هيدروكربن هاي سبك مايع سيستم بالا سري برج تثبيت كننده به برج پروپان زدا منتقل مي شود و در آن جا محصول گازمايع جدا و به مخازن مربوطه ارسال مي گردد . گازهاي حاصل از اين جداسازي به پتروشيمي ارسال مي گردند . خوراک و محصول واحد تبديل : خوراک واحد ريفرمر(تبديل کاتاليستی) معمولاً شامل هيدروکربن های بينC6-C7 از پارافين ، نفتن و آروماتيک تشکيل شده وظيفه و هدف تبديل کاتاليستی ساختن هيدروکربن های آروماتيک چه برای بنزين و چه برای واحدهای پتروشيمی است . البته برای توليد بنزين موتور می توان از محدوده نسبتاً وسيع تر خوراک C6-C11 استفاده کرد ليکن برای توليد آروماتيک بايد برش باريک تری از هيدروکربن ها را انتخاب کرد که شامل باشد C6 , C6-C7 , C6-C8 , C7-C8 تا آروماتيک سبک C6-C8 مورد نظر را توليد کند. در ضمن واکنش های هيدروکربن هايC6-C7 به کندی و با مشکل زيادی صورت می گيرند . نفتای حاصل از نفت خام های مختلف به علت تفاوت درصد پارافين، نفتن و آروماتيک آنها را نظر سهولت و راحتی تبديل شدن با هم اختلاف دارند . معمولاً هيدروکربن های آروماتيک بدون تغيير باقی مانده و نفتينک ها به راحتی و پارافين ها به سختی تبديل به آروماتيک می گردند . بدين لحاظ خوراکی که درصد بالايي N+A داشته باشد مرغوب ناميده شده و اگر هيدروکربن های پارافين خوراک زياد باشد به آن نفتای نا مرغوب می گويند . معمولاً پالايشگاه ها آزمايش کامل خوراک را در فواصل زمانهای نزديک انجام نداده و لذا برای تعيين کارايي و Performance کاتاليست از روش هايي که شرکت های سازنده کاتاليست ارائه می دهند و از ارتباط و وابستگی هايي که کيفيت خوراک (از نظر ميزان N+2A) با کميت و کيفيت محصول دارد استفاده می نمايند . به علت احتياج و همچنين ارزش بيشتر مواد ميان تقطير و بنزين اکثر پالايشگاه سعی دارند که توليد محصولات را حداکثر نمايند . RESULTMETHODUNITTESTSAMPLE38ASTMD86℃IBP(C5 – C10)50ASTMD86℃5%55ASTMD86℃10%62ASTMD86℃20%69.5ASTMD86℃30%78ASTMD86℃40%87ASTMD86℃50%98.5ASTMD86℃60%110ASTMD86℃70%126.5ASTMD86℃80%154ASTMD86℃90%176ASTMD86℃95%198ASTMD86℃FBP97.4ASTMD86%WTT.RECOVERY2.6ASTMD86%WTLOSS0.4ASTMD86%WTRESIDUE168ASTMD3120PPMT.SULFOR يک نمونه آناليز خوراک واحد تبديل كاتاليستي در جدول زير نشان داده شده است : TOTALOTHERSANOPCOMP0.02----0.02C3-2.40---0.362.04C419.94--0.113.0416.79C525.15-3.413.111.0517.58C624.15-10.723.930.759.19C714.26-8.911.630.243.98C88.18-6.940.23-1.01C95.515.51----C10+5.515.5129.989.015.4450.06TOTAL برش بنزين (سبک و سنگين) در محدوده تقطير 400-80 درجه ي سانتيگراد قرار دارد . معمولاً به هر برش که مستقيماً يا فقط با گوگرد زدايي به مخزن نهايي بنزين ارسال گردد Gasoline و اگر فرآيندهای ديگر لازم داشته باشند نفتا ناميده می شوند . بنزين سبک در محدود تقطير180-80 درجه ي سانتيگراد پس از گوگرد زدايي مستقيماً با بنزين محصول C.R.U مخلوط می گردد چون عمدتاً شامل ‍‍C5/C6 است و به علت سبکی قابليت تبديل نداشته مگر در شرايطی شکسته و توليد گاز مايع را افزايش دهد . علاوه بر بنزين سنگين حاصل از واحدهای تقطير ، نفتای حاصل از واحد کت کرا کر و نفتای حاصل از واحد کک سازی هم پس از خالص سازی و اشباع شدن در واحدهای تصفيه و همچنين بنزين حاصل از واحد ايزوماکس به عنوان خوراک واحد تبديل مصرف می شوند تا با عبور از روی کاتاليست در درجه حرارت بالا و حضور هيدروژن محصول با اکتان زياد حاصل شود . نفتای حاصل از شکستن مولکولها در واحدهای FCC ، کک سازی ، کاهش گرانروی را می توان مانند نفتای مستقيم حاصل از تقطير پس از تصفيه کامل به عنوان خوراک واحد تبديل به کار برد . توليد بنزين با اکتان بالا و تهيه مواد آروماتيک جهت پتروشيمی دلايل اصلی و قابل توجيه واحد تبديل است ، به علاوه هيدروژن هم کی از محصولات فرعی اين واحد است که علاوه بر مصرف خود واحد در بعضی ديگر از واحدهای پالايشگاهی نيز استفاده می شود که البته به علت قيمت تمام شده بالا هيدروژن آن از نظر اقتصادی با هيدروژن توليدی از نفتا و يا گاز طبيعی با بخار آب قابل مقايسه نيست . اگر واحد تبديل جهت توليد بنزين به کار رود آن را Motor Fuel Reformer و اگر برای توليد مواد آروماتيک بکار رود BTX Reformer ناميده می شود ، محصول واحد تبديل را ريفرميت گويند . مشخصات بنزين توليدي پالايشگاه در جدول زير درج شده است : ASTM D.1298To be reportedKg/m3Density at 15℃D.86Distillation :18 Min%VolEvaporated at 70℃35 Min%VolEvaporated at 100℃90 Min%VolEvaporated at 180℃205 Max℃F.B.P1.5 Max%VolResidue1.5 Max%VolLossD.323See note (1)KpaVapour pressure,ReidSee note (1)-VLID.12660.1 Max%WtSulphur. TotalD.1301 a-Corrosion-3hrs. at50℃D.3814.0 MaxMg/100mlGum existent(Air jet)D.525480 MinminsInduction period at 100℃IP 173-4 Green-Colour(Louibond),see note2ASTM D.32370.013 Maxg/litMetallic LeadASTM D.269995 Min.(3)-Octan Number(Research)ASTM D.484Negative-Dr. TestASTM D.32270.001%WtMercaptan contentSee note 3To be reported%m/mOxygen Content due to addition of MTBE-0.2% MaxBz-30-35% MaxAromatics ) shall Note 1: Seasonal Variation of RVP(Kpa) and VLI(=RVP+0.13%EVAP.@70℃ Be as follows: AzarDayBahmanEsfandMehrAbanKhordadTirMordadShahrivarFarvardinOrdibehesht69 Max62 Max55 Max62 MaxKpaRVP10 Max9 Max8 Max9 MaxPsi78 Max68 Max61 Max68 MaxVLI Note 2 : DYE addition should be about 1 mg/lit . Note 3 : Oxygen content %m/m in The blended gasoline can be determined as follows: %m/m Oxygen content = 0.1353Density of gasoline×%vol MTBE The latest issues of the relevant test methods shall be used. شرح فرآيند واحد ريفرمينگ كاتاليستي : خوراك واحد تبديل كاتاليستي يا ريفرمينگ كاتاليستي با دماي 250-230 درجه ي سانتيگراد و با فشاري معادل 11-10 بار ابتدا وارد پيش گرمكن شده و پس از گرم شدن وارد كوره هاي راكتور هاي تبديل مي شود. جريان خروجي از كوره ي اول كه دماي آن به 515-495 درجه ي سانتيگراد مي رسد وارد راكتور شماره ي يك مي شود. خروجي راكتور اول با دماي 460-440 درجه ي سانتيگراد مجددا در بخش كوره گرم شده و با دماي 515-495 درجه ي سانتيگراد وارد راكتور دوم مي شود ، خروجي اين راكتور با دماي 495-470 درجه سانتيگراد مجددا تا دماي 515-495 درجه ي سانتيگراد گرم شده و سپس به راكتور سوم فرستاده مي شود. جريان خروجي از راكتور سوم با دماي 515-480 درجه ي سانتيگراد در مبدل هاي حرارتي با خوراك ورودي تبادل حرارت نموده و سپس با دماي 188-160 درجه ي سانتيگراد وارد مبدل هاي حرارتي مي شود. اين جريان پس از گذشتن از مبدل هاي حرارتي هوايي و آبي تا حدود 40 درجه ي سانتيگراد سرد مي شود. پس از خنك سازي كامل، عمل جداسازي هيدروكربن هاي مايع و گازي در ظرف جدا كننده ي محصولات راكتورها انجام و بخش اعظم گاز توليدي كه گاز غني از هيدروژن مي باشد به وسيله ي كمپرسور به قسمت تبديل و بخش ديگر به قسمت تصفيه ارسال و باقيمانده ي آن به سيستم سوخت گاز پالايشگاه ارسال مي گردد. جريان گاز غني از هيدروژن خروجي از كمپرسور به صورت گاز گردشي به بخش تبديل و به صورت جريان گذرا براي عمليات تصفيه خوراك اوليه واحد به بخش تصفيه ارسال مي گردد. گاز گردشي در بخش راكتورهاي واحد تبديل جهت تامين فشارجزئي لازم هيدروژن و در راكتورها به منظور جلوگيري از تشكيل كك و غير فعال شدن سريع كاتاليست مي باشد . بنزين تثبيت نشده ي خروجي از ظرف RPS در عبور از مبدل هاي حرارتي با محصول تحتاني برج تثبيت كننده تبادل حرارت انجام داده سپس با دماي 160-138 درجه ي سانتيگراد روي وارد برج تثبيت كننده ي بنزين مي شود. اين برج داراي 28 سيني و از نوعVALVE TRAY مي باشد. فاز گازي بالاي برج پس از سرد شدن به وسيله ي مبدل هاي آبي وارد ظرف جدا كننده ي بوتان شده و پس از جداسازي هيدروكربن هاي مايع وگاز، قسمت اعظم مايعات بالاسري به وسيله ي پمپ به عنوان جريان بالا سري برگشتي به برج برگشت داده شده و بقيه ي آن خوراك برج پروپان زدا مي شود كه در اين برج پس از جدا نمودن متان واتان موجود درآن ، محصول گازمايع به مخازن مربوطه ارسال مي شود. تامين گرماي لازم براي برج تثبيت كننده بدين طريق است كه كه بخشي از مايعات هيدروكربني تحتاني اين برج پس از تقويت فشارو با دماي 238-227 درجه ي سانتيگراد از طريق چهار پاس وارد كوره (بخش كنوكسيون) واحد تبديل شده و نهايتا جهت گرمتر شدن وارد خود كوره مي گردد كه پس از خروج از كوره داراي دمايي معادل 255-245 درجه ي سانتيگراد و شامل حدودا 50 درصد وزني بخار هيدروكربن به انتهاي برج وارد مي شود. محصول پايين برج تثبيت كننده پلاتفرميت تثبيت شده است كه پس از تبادل حرارت با خوراك برج و تبريد در مبدل هاي حرارتي تا دماي 40 درجه ي سانتيگراد سرد شده و سپس به مخازن PLATFORMATE ارسال مي گردد . در زير شماتيك ساده اي از يك واحد تبديل پالايشگاهي را مي توان ديد : واکنش های انجام شده در ريفرمينگ كاتاليستي : قبل از پيدايش فرآيند تبديل ريفرمينگ کاتاليستی به جز فرآيندهای محددی نظير الکيلاسيون ، پلی مريزاسيون و ايزومريزاسيون که واکنش های مربوط کنترل شده و به طور دلخواه انجام می شد (Selective) و ساير فرآيندها (Non–Selective) بودند . تبدل کاتاليستی به صورتی طراحی شده که واکنش های مورد نظر مانند هيدروژن گيری، ايزومرکردن و حلقوی شدن پارافين ها توام با هيدروژن گيری به صورت کنترل شده ای و هيدوکراگينگ در حد معينی انجام گيرد که البته ترکيب و نوع فلزات کاتاليست و درجه حرارت، فشار، سرعت حجمی مايع و ... روی انجام واکنش ها موثر هستند . الف – هيدروژن گيری : يکی از واکنش های اساسی هيدروژن گيری از نفتن ها توليد مواد آروماتيک و هيدروژن است . متيل سيلکو هگزان با عدد اکتان 8/73 تبديل به تولوئن با عدد اکتان 7/119 می گردد يعنی 9/45 افزايش يافته و به علت بالاتر بودن وزن مخصوص آن (داشتن هيدروژن کمتر) 100 حجمي سيکلو هگزان تبديل به 2/83 حجمي تولوئن گرديده است . مشاهده می شود افزودن 3 ميلی ليتر مواد و سربی به هر گالن منجر به افزايش اکتان متيل سيلکو هگزان به 7/88 و تولوئن 3/120 گرديده است به عبارت ديگرعدد اکتان متيل سيکلوهگزان حدود 15 واحد افزايش مي يابد ولی اکتان تولوئن فقط 6/0 واحد افزايش يافته و نشان می دهد که Lead Response تولوئن خيلی کم است . چنان که گذشت متيل سيلکو هگزان در تبديل به تولوئن با افزايش اکتان و کاهش حجم همراه بوده ليکن واکنش ايزومر شدن ضمن افزايش اکتان با کاهش حجم مواجه نيست . ب – ايزومر شدن : ايزومر شدن واکنشی است که بدون تغيير تعداد اتم های هيدروکربن بلکه با تغيير ساختمان و ايجاد نظمی جديد کربن هايي از حالت خطی به صورت شاخه و انشعابی در می آيند و بدون کاهش حجم منجر به افزايش اکتان می گردند . علاوه برهيدروکربن های خطی هيدروکربن های حلقوی هم دراثر ايزومرشدن اکتان آنها افزايش مي يابد . سيکلو هگزان حاصل شده دراثر ايزومر شدن متيل سيکلوپنتان به سرعت تبديل به بنزين می گردد و در اين تبديل بهره دهی محصول بنزين نسبت به متيل سيکلونپتان 05/79% است . ظاهراً واکنش تبديل سيکلوپنتان و سيکلوهگزان و نهايتاً به بنزين دراثر شکستن حلقه پنج کربنی است که از يک مرحله خطی شدن هم عبور می کند و به همين صورت هم ترکيبات خطی پارافين ها به صورت خطی در می آيند . ج – حلقوی شدن همراه با هيدروژن زدائي : يکی ازواکنش های مهم و مشکل که در قسمت تبديل صورت می گيرد همين حلقوی شدن پارافين ها همراه با هيدروژن از دست دادن آنهاست که منجر به افزايش اکتان با درصد حجمی محصول خوب می گردد. هر خوراکی معمولاً مقدار معينی هيدروکربن های نفتينک دارد که به آروماتيک تبديل می گردند و درصدی از هيدروکربن های پارافينی هم تبديل به ايزومر با اکتان بيشتر می شوند و در مجموع اکتان محصول نهايي با هيدروژن گيری ازنفتن های موجود و ايزومرشدن پارافين ها به کمتر از 80 می رسد . همان گونه می دانيم برای تبديل پارفين ها با آروماتيک واکنشهای ميانی ديگری نيز وجود دارد و کل تبديل با افزايش درجه حرارت و کاهش فشار تسريع و به طرف دلخواه سوق داده می شود و اين واکنش ها غالباً در راکتورهای آخر انجام می شود . برای حلقوی شدن هيدروکربن بايد حداقل 6 اتم در زنجير اصلی خود داشته باشد و بنابراين نرمال پنتان و 2- متيل پنتان يا 2-2 دی متيل پنتان هيچ کدام نمی توانند تبديل به حلقه شوند در حالی که نرمال هگزان به بنزن تبديل می گردد . در ضمن هيدروکربن های پارافينی با زنجير بزرگ تر و راحت تر از آنهائی که اتم های کمتری در زنجير دارند و حلقوی دارند . د – هيدروکراکينگ : شکستن باندهای بين کربن را که هم زمان با اشباع محصولات حاصل از کراکنيگ هيدروکربن ها همراه است در تبديل کاتاليستی هيدروکراکينگ می نامند. در اثر هيدروکراکينگ مولکول پارافينی به دو مولکول پارافينی سبک تر تبديل و يا اين که حلقه هيدروکربن های نفتنيکی باز می شود ليکن به ندرت حلقه هيدروکروبن های آروماتيک (خوراک ومحصول)در راکتورها در شرايط معمول عمليات از نظر فشار و درجه حرارت باز می شوند . با شکستن باندهای بين کربن ابتدا هيدروکربن اولفينی حاصل می شود که سريعاً به وسيله هيدروژن اشباع می گردند و معمولاً محصول حاصل ريفرميت شامل مقدارجزئی (در حد کمتر 5/0درصد حجمی) هيدروکربن های اشباع نشده است ودر اثر کراکينگ در قسمت انتهايي راکتور آخر به وجود آمده که فرصت اشباع شدن را پيدا نکرده اند . افزايش فشار و درجه حرارت به سرعت واکنش هيدروکراکنيگ می افزايند و کراکينگ معمولاً در سطح اسيدی اتفاق می افتد البته اگر درجه حرارت بالا باشد. امکان پيروليز (تجزيه شيميايي دراثر حرارت) هم وجود دارد . هيدروکراکينگ با ايجاد کک و پوشاندن سطوح فعال کاتاليست همراه است . کليه واکنش های هيدروکراکينگ نامطلوب نبوده بلکه بعضی ها مفيد هم هستند . نظير شکستن نرمال دکان(C10H22) که به پروپان و نرمال هپتان تبديل و نرمال هپتان به نوبه خود پس از طی مراحلی تبديل به تولوئن با اکتان حدود 120 می گردد . هر چند که اکثر پالايشگاه ها سعی دارند که با کاهش واکنش های هيدروکراکينگ بهره دهی محصول خود را افزايش دهند وليکن واحدهايي هستند که اکتان بالاتر را ترجيح داده ضمن آنکه احتياج بهC3/C4 آن دارند و اصولاً قيمت گاز مايع و بنزين هم تا اندازه ای نحوه عمليات را تعيين می کند . متغيرهای عملياتی واحد تبديل كاتاليستي پالايشگاه : تبديل کاتاليستی طوری طراحی شده که انعطاف پذيری لازم را برای توليد بنزين با محصولات آروماتيک BTX داشته و قاعدتاً تا 50 درصد طراحی و احتمالاً 25 درصد بالای آن می تواند کار کند و کيفيت خوراک روی کارايي کاتاليست اثر مستقيم دارد يعنی با افزايش مواد نفتنيک و آروماتيک با شرايط ساده تری اکتان مورد نظر حاصل و بالعکس افزوده شدن هيدروکربن های پارافينی خوراک شرايط سخت تری را برای واحد ايجاب می کند و برای رسيدن به اهداف معين از نظر کميت و کيفيت محصول لازم است پاره ای از شرايط عملياتی را که امکان دارد تغيير داد . متغيير های عملياتی که بيشترين اثر را در ريفرمينگ دارند عبارتند از : - مشخصات خوراک - درجه حرارت واکنش - سرعت حجمی خوراک - فشار عملياتی - نسبت هيدروژن به هيدروکربن - نوع کاتاليست مشخصات خوراک : ازآنجا که ساير متغييرهای عملياتی به نحوی به مشخصات خوراک بستگی دارند لذا خوراک در رأس متغيير های عملياتی است . پالايشگاه هايي كه با نفت خام ثابتی که براساس آن طراحی شده کار می کردند مشکلی در رابطه با تنوع خوراک نداشتند . در دهه 1980 اکثر پالايشگاه ها ناچاراً واحدهای خود را جهت مصرف نفت خام های مختلف رفع اشکال نمودند تا ضمن بکار بردن نفت خام ارزان تر از نظر کمبود هم در تنگنا قرار نگيرند . درصد حجمی محصول بستگی به مقدار هيدروکربن های نفتنيک و آروماتيک خوراک دارد که در بررسی ها معمولاً مجموع N+2A را در نظر می گيرند و هر چه اين مقدار بيشتر باشد محصول از بازدهی و اکتان بالاتر برخوردار خواهد بود . يکی از مشخصات خوراک که بايستی کنترل شود محدوده نقطه جوش آن است معمولاً نقطه جوش انتهايي FBP خوراک را در واحد تقطير و ايزوماکس تنظيم می کنند و قاعدتاً نبايد از C11 بيشتر داشته باشد و به علت کراکنيگ مختصر در راکتور گوگرد زدايي و ايجاد مواد سبک نقطه جوش اوليه IBP خوراک ريفرمر را در جدا کننده واحد تصفيه تنظيم می نمايند و سعی می شود که از C6 کمتر در آن نباشد تا به بنزن و ساير مواد آروماتيک تبديل شود . نقطه جوش متيل سيکلوپنتان که به بنزن تبديل می گردد70 درجه ي سانتيگراد و نقطه جوش سيکلو هگزان80 درجه ي سانتيگراد می باشد . لذا نقطه جوش اوليه خوراک را در حد 71- 65 درجه ي سانتيگراد در نظر مي گيرند . در ضمن نرمال پنتان روی کاتاليست به ايزوپنتان تبديل ولی وجود ايزوپنتان همراه خوراک فقط بار راکتور را افزايش می دهد چون بدون تغيير خارج می شود و به طور کلی حضور C5 همراه خوراک به صرفه نبوده و باعث می گردد که اکتان کمتر از ميزان مورد نظر گردد مگر اينکه درجه حرارت راکتورها را برای جبران اکتان بيشتر افزايش داد . نقطه جوش انتهايي FBP هم از اهميت خاصی برخوردار است و اگر بيش از205 درجه ي سانتيگراد باشد هيدروکربن های سنگين در شرايط عملياتی تبديل به آروماتيک های چند حلقوی شده که باعث ايجاد کک روی کاتاليست و نهايتاً کاهش عمر کاتاليست می شوند . خوراک با نقطه جوش انتهايي 205 درجه ي سانتيگراد به ازاء افزايش درجه حرارت بالاتر از از اين محدوده عمر کاتاليست را 3/1-9/0 درصد کاهش می دهد و خوراک با نقطه جوش انتهايي حدود 215 درجه ي سانتيگراد با اضافه شدن درجه حرارت بر آن عمر کاتاليست را 8/2-2/2 درصد كاهش مي دهد . بدين لحاظ پالايشگاه ها نقطه جوش انتهايي را همواره کمتر از 205 درجه ي سانتيگراد تنظيم می نمايند تا با مشکلی مواجه نگردند . در ضمن دليل ديگری که باعث پايين نگهداشتن نقطه جوش نهايي می گردد بالاتر بودن نقطه جوش انتهايي محصول ريفرميت که محدوديت در نقطه جوش نهايي بنزين 200 درجه ي سانتيگراد است . درجه حرارت واکنش ها: از متغيرهای عملياتی و انعطاف پذيري که اکثراً جهت کنترل تنظيم عمليات تبديل كاتاليستي بکار می رود درجه حرارت واکنش است که با تغيير درجه حرارت ورودی راکتورها محصول با اكتان پايين يا بالا حاصل می شود . با افزايش عدد اکتان از 85 به 100، درصد حجمی محصول C5+ به ميزان 13 درصد ( 90 به 77) كاهش پيدا خواهد كرد که البته اين کاهش در عدد اکتان های بالا بيشتر بوده و معمولاً در اکتان حدود 95 optimize بوده و بهترين حالت را دارد . رابطه اکتان - درجه حرارت برای خوراک های مختلف متفاوت و هر خوراکی دراين باره نسبت خاص خود را دارد . و مشکل است که رابطه کلی بين درجه حرارت راکتورها و عدد اکتان نهايي محصول مورد نظر را ارائه داد. مشاهده شده است كه افزايش درجه حرارت از 920 به 943 درجه ي فار نهايت ، عدد اکتان را 5 درجه افزايش مي دهد يعنی به ازای هر 6/4 درجه افزايش درجه حرارت يک واحد عدد اکتان بالا مي رود . معمولاً دربازه ي عدد اکتان 95-90 به ازای افزايش هر واحد عدد اکتان ، 5-3 درجه ي فارنهايت، حرارت افزايش مي يابد (بسته به کيفيت خوراک ، نوع کاتاليست و ... ) و برای بازه ي عدد اکتان بين 100- 95 به ازای هرواحد افزايش اکتان 7-5 درجه فارنهايت. بر خلاف واحدهای Pilot که درجه حرارت تمام بستر کاتاليست يکنواخت است و در نتيجه درجه حرارت واکنش ثابت است ؛ در واحدهای عملياتی صنعتی درجه حرات ثابت نبوده خصوصاً راکتور اول افت زيادتری دارد و چون واحدهای تبديل كاتاليستي شامل 5-3 راکتور با درصد مختلف کاتاليست هستند برای سهولت در بررسی و يکنواختی آن از درجه حرارت متوسط ورودی WAIT (مجموع حاصل ضرب درصد وزنی کاتاليست هر راکتور در درجه حرارت ورودی آن )استفاده مي شود . همچنين از درجه حرارت متوسط بستر WABT (مجموع حاصل جمع متوسط درجه حرارت ورودی و خروجی هر راکتور ضربدر درصد کاتاليست آن) نيز استفاده می شود . درجه حرارت ورودی راکتورها را شرکت هايي نظير UOP به روند کاهنده انتخاب می کنند يعنی درجه حرارت ورودی راکتور اول بيش از سايرين تنظيم و بقيه راکتور به تدريج کاهش مي يابد در حالی که بعضی شرکت ها نظير اينگلهارد روش افزاينده درجه حرارت ورودی به راکتورهارا انتخاب مي كنند كه در آن درجه ي حرارت به ترتيب افزايش مي يابد . عده ای ترجيح می دهند که درجه حرارت ورودی را برای تمام راکتورها را مساوی بگيرند و در حقيقت اختلاف درجه حرارت ورودی و خروجی راکتورها (∆T) ، معرف نوع واکنش های انجام شده است . چنان چه از جدول زير مشاهده می شود ∆T مساوی°F 142 معرف فعاليت خوب کاتاليست برای واکنش هيدروژن گيری از هيدروکربن های نفتنيک است و چون درجه حرارت خروجی°F 772 برای انجام واکنش های بيشتر مناسب نيست لذا درصد کاتاليست را در راکتورهای اوليه کمتر گرفته تا در اثر افت سريع درجه حرارت بخشی از کاتاليست بی مصرف نماند . واکنش های هيدروکراکينگ و حلقوی شدن بيشتر در راکتور آخر که بيشترين کاتاليست را دارد (حداقل 50 درصد) انجام می شود ولی به طور کلی واکنش ها در تمام راکتورها انجام می گردد ليکن درصد آنها متغيير است . شماره ي راكتور123دماي ورودي °F914910907دماي خروجي °F772838876اختلاف دمايي °F1427231ميانگين دماي بستر°F843874892توزيع كاتاليست wt%202555 هر چند ∆T راکتور آخر درحد صفر يا±4°F است ليکن می تواند تا ±25°F هم برسد خصوصاً با کاتاليست نو و تازه احياء شده . ∆T هر راکتور بستگی به واکنش های انجام شده همچنين نسبت مولی هيدروژن به هيدروکربن دارد. سرعت حجمی : سرعت حجمی هم يکی از متغير های مهم عملياتی در ريفرمينگ کاتاليستی است و قابل مقايسه و جانشين درجه حرارت واکنش از نظر بررسی کاتاليست است . سرعت حجمی بيانگر طول زمان خوراک با کاتاليست می باشد . همان گونه که درجه حرارت متوسط ورودی WAIT و متوسط بستر کاتاليست WABT را به منظور سهولت دسترسی به درجه حرارت نسبتاً واقعی واکنش انتخاب می کنند پارامترهايي را هم جهت دست يابی فوری به زمان تماس برحسب سرعت و يا سرعت وزنی WHSV در نظر می گيرند . LHSV عبارت است از حجم خوراک ورودی در ساعت تقسيم بر حجم کاتاليست در شرايط استاندارد ؛ حجم خوراک و حجم کاتاليست را بر حسب واحد بشکه ، فوت مکعب ، متر مکعب و غيره در نظر می گيرند. بعضی پالايشگاه ها ترجيح می دهند به جاي LHSVاز WHSV استفاده نمايند که در آن صورت وزن خوراک (پوند يا کيلوگرم) در ساعت بر وزن کاتاليست خواهد بود که با همان مقياس سنجيده شده باشد واحد LHSV و WHSV بر حسب 1hr می باشد . دريک ريفرمر مدرن با LHSV=1hr-1 و T=950 °F و P=200 psi و H2HC ، کل زمان تماس خوراک روی کاتاليست کمتر از 25 ثانيه خواهد بود. چون سرعت حجمی بستگی به طول زمان تماس خوراک با کاتاليست دارد ، روی شدت عمليات ريفرمينگ اثر خواهد داشت . افزايش LHSV يعنی گذراندن خوراک بيشتری در ساعت از حجم معين کاتاليست و چون زمان تماس کمتر می شود و در نتيجه RERORMING SEVERITY کاهش مي يابد بلعکس کاهش سرعت حجمی باعث افزايش RERORMING SEVERITY می گردد بنابراين دو راه برای تغيير SEVERITY واحد تبديل وجود دارد : تغيير درجه حرارت ورودی راکتورها WAIT و تغيير ميزان خوراک . معمولاً بنزين با اکتان بالا با افزايش درجه حرارت راکتورها حاصل می شود ليکن اگر محدوديت در درجه حرارت باشد اکتان بالا را می توان با کاهش سرعت حجمی يعنی کم کردن خوراک راکتورها بدست آورد . جدول زير تغييرات عدد اکتان را با تغييرات سرعت حجمی با خوراکی از نظر مشخصات يکنواخت و بادرجه حرارت ثابت راکتور نشان می دهد و مشاهده می شود که با کاهش LHSV از 3 به 2/1، عدد اکتان از 1/82 به 5/100 افزايش می يابد. سرعت فضائي( (LHSV hr-12/123دماي ورودي° F965965965عدد اكتان5/1008/901/82 برای خوراک شامل هيدروکربن های پارافينی زياد با دو برابر کردن LHSV با اکتان ثابت ، بايستی درجه حرارت ورودی را ° F 50- 40 افزايش داد ولی خوراک های با تركيبات نفتنيک زياد فقط با ° F 20-15 افزايش می توان LHSV را دو برابر کرد . امروزه پالايشگاه ها اکثراً با LHSV بين 2-1 طراحی و کار می کنند با LHSV کوچک تر از يک ، واکنش جانبی ناخواسته بوجود می آيد همچنين هيدروکراکينگ بيش از اندازه انجام و در نتيجه محصول واحد کاهش می يابد . فشار : فشاری که در آن واکنش های تبديل صورت می گيرد روی مقدار درصد حجمی محصول وعمر کاتاليست اثر خواهد داشت . با افزايش فشار ، واکنش های هيدروژن گيری از نفتن ها و حلقوی شدن پارافين ها زيادتر شده و در نتيجه افزايش آروماتيک ، عدد اکتان و توليد هيدروژن را در بردارد . از طرفی کاهش فشار، کک بستن کاتاليست را تسريع و عمر دوره کارکرد را کوتاه می کند . بلعکس بالا بردن فشار باعث افزايش واکنش های هيدروکراکنيگ و در نتيجه کاهش درصد حجمی محصول برای عدد اکتان مورد نظر می گردد و ضمن اين که به علت کاهش کک گرفتن کاتاليست عمر دوره کارکرد بيشتر می شود . واحدهای تبديل معمولاً از سه تا پنج راکتور به صورت سری با فشارهای مختلف تشکيل شده و معمولاً متوسط آن ها را برای پيش بينی درصد حجمی محصول و عمر کاتاليست در نظر می گيرند و گاهی اوقات متوسط فشار ورودی راکتور اول و فشار خروجی راکتور آخر را در محاسبات مد نظر قرار می دهند . معمولاً مجموع ∆P راکتورها در واحدهايي که قبل از 1975 ساخته شده در حدود PSI 30 -20 می باشد در حالی که طراحی های جديد دارای ∆P کم و در حدود PSI 15-10 می باشند . فشار سيستم در ابتدا بيش از PSIG 500 و به تدريج PSIG 260 کاهش داده شد و هم اکنون واحد هايي با فشار PSIG 1000-50 طراحی می شود . همان گونه که ذکر شد کاهش فشار باعث افزايش درصد حجمی محصول (YIELD) و هيدروژن می گردد . درعدد اکتان 100 با کاهش فشار از 300 به 100 ، درصدحجمی محصول (YIELD) از7/79 به3/83 افزايش پيدا می کند ، به عبارت ديگر به ازاء هر 100 پوند ، کاهش فشار حدود 2 درصد حجمی بر محصول اضافه می شود و بلعکس . ولی در اکتان 90 به ازاء هر 100 پوند کاهش فشار فقط يک واحد بر درصد حجمی محصول اضافه می گردد . در ضمن به ازاء هر يکصد پوند کاهش فشار سيستم ، محصول هيدروژنSCFBBL 100-50 افزايش می يابد . برای تعيين مقدار کاهش فعاليت کاتاليست واحد شدت نسبی عمليات را به کار می برند . درفشار psig 300 افزايش عدد اکتان از 2/92 به 5/96 و R.Sدو برابر شده و بنابراين اگرعمر دوره در اکتان 2/92 معادل 12 ماه باشد با افزايش اکتان به 5/96عمر دوره به 6 ماه تنزيل پيدا می کند . همچنين با اکتان ثابت اگر فشار از 300 به psig به 160 کاهش يابد R.S دو برابر و عمر دوره نصف می گردد . البته اثر کاهش فشار روی درجه حرارت برای دسترسی به اکتان ثابت اثر چندانی ندارد و طبق نتايج يک واحد pilot کاهش فشار از 500 به psig 300 درجه حرارت راکتورها فقط 5 درجه فارنهايت کاهش يافته تا اکتان قبلی 100 حاصل شود . نسبت هيدروژن به هيدروکربن : با وجودی که واحدهای تبديل کاتاليستی خود سازنده هيدروژن هستند وليکن برای محافظت کاتاليست از کک بستن سريع از گاز هيدروژن گردشی همراه خوراک استفاده می شود و اين گاز هيدروژن گردشی از ارکان اصلی واحد تبديل است . همچنين نسبت مول های هيدروژن گردشی به مول های خوراک از متغيرهای عملياتی می باشد که برای کنترل کارکرد واحد به کار می رود . هدف اصلی از گاز گردشی بالا بردن فشار جزئی هيدروژن در راکتور ها به منظور جلوگيری از تشکيل هيدروکربن های آروماتيک چند حلقه ای که تقريباً به فرمول (CH)n نزديک و اصطلاحاً کک ناميده شده و باعث غبر فعال کردن کاتاليست می گردند می باشد هيدروژن به محض تشکيل اولين ذره کک با آن ترکيب و از گسترش دامنه آن جلوگيری به عمل می آورد . اطلاعات زيادی درباره ي نحوه تغيير کک بستن کاتاليست با تغيير نسبت هيدروژن به هيدروکربن در دست نيست . طبق يک بررسی با کاهش نسبت H2HC از 8 به 4 سرعت نشستن زغال روی کاتاليست 75/1 برابر افزايش می يابد و اگر اين نسبت از 4 به 2 رسانده شود سرعت کک بستن کاتاليست را 6/3 برابر تسريع می کند و در جای ديگر آزمايش شده که با کاهش نسبت H2HC از 5 به 4 عمر دوره کارکرد کاتاليست حدود 20% کاهش پيدا مي کند . واحدهايي که اوائل طراحی می شد بر مبنای 10- 8 = H2HC و فشار psig 500-400 بوده ، حال آن که طراحی های جديد (دهه 80 ) بر اساس5- 2 = H2HC و فشار psig 150-50 می باشد . دو انگيزه باعث کاهش دادن نسبت H2HC گرديده ، نخست صرفه جويي در انرژی و کاهش آن درحداکثر امکان چون افزايش نسبت H2HC علاوه بر مصرف انرژی بيشتر در کمپرسور ، گاز مقدار گازگردشی بيشتری در کوره ها لازم است تا درجه حرارت مورد نياز واکنش راکتورها به دست آيد . عامل دوم در کم کردن نسبت H2HC ، انجام بهتر و کامل تر واکنش های هيدروژن گيری از نفتن ها و حلقوی شدن پارافين ها است که هر چه هيدروژن در محيط کمتر باشد ، تعادل به طرف توليد بيشتر مواد آروماتيک هدايت می گردد . چون در راکتور اول اين واکنش های بيشتر صورت می گيرد و بعضی سازندگان کاتاليست پيشنهاد می دهند که در راکتورهای اول هيدروژن کمتری گردش داده شود ( از دو کمپرسور و يا يک کمپرسور با دو انشعاب استفاده گردد) . در راکتورهای آدياباتيک واکنش های حرارت گير باعث کاهش درجه حرارت جريان می گردد وليکن گازگردشی که محتوی درصد بالايي هيدروژن با CP بالا ( گرمای ويژه در فشار ثابت ) همراه خوراک ورود راکتور ها می گردد از کاهش واقعی درجه حرارت در رابطه با واکنش های ENDOTHERMIC جلوگيری نموده و خود به منزله HEAT SINK عمل کرده و لذا باعث کمتر شدن∆T راکتور می گردد . هر چند نسبت H2HC بيشتر باعث ∆T راکتورها با SEVERITY ثابت کمتر می گردد . گرمای ويژه هيدروژن در فشار ثابت و60°F مساوی با BTULB°F 41/3 است كه اين مقدار خيلی بالا است ( با مقايسه با CP آب که مساوی 1 و CP تولوئن كه مساوی 26/0 و CP نرمال هپتان كه مساوی 385/0 هستند بنابراين جهت تصحيح ∆T ، يک شرايط استاندارد از نسبتH2HC و درصد خلوص هيدروژن را با يک حالت مبنا ( مثلاً 8 = H2HC و90 %H2= ) مقايسه می کنند . از فاکتورهای مهم ديگر در رابطه با شناخت وضعيت کاتاليست DEVATION YIELD يا اختلاف بازدهی بين زمان آزمايش با بازدهی تصحيح شده کاتاليست نو می باشد. علاوه بر درصد حجمی محصول (YIELD) ، مقدار گاز توليدی بر حسب خوراك SCFBBL که از RPS گرفته می شود و همچنين مقدار گاز سبک وگاز مايع که از بالای برج تثبيت تحصيل می گردد به منزله GAS YIELD محسوب گرديده و بيان گر حجم و وسعت واکنش های هيدروکراکينگ می باشد . اکتان بنزين پالايشگاه واقدامات لازم در جهت افزايش آن : همان گونه که می دانيد واحد تبديل جهت افزايش اکتان به کار گرفته می شود اما هميشه اين سوال هست که اکتان را تا چه حدی افزايش می دهند که اقتصادی باشد . چون هر چه اکتان افزايش يابد توليد محصول کاهش می يابد . در هر صورت اکتان مورد نظر به ميزان اکتان فرآورده های ديگر که باريفرميت مخلوط می شود و همچنين به اکتان بنزين نهايي بستگی دارد . در حال حاضر سه نوع بنزين در دسترس است : بنزين سرب دار معمولیR+M2=88-89 که حدود 1/1 گرم در گالن امريکايي سرب دارد . بنزين معمولی بدون سرب R+M2=87-88 بنزين سوپر بدون سربR+M2=91-92 البته قبلاً بنزين سوپر سرب دار مصرف می شود که امروزه مشتری ندارد . در ضمن بعضی جاها بنزين سوپر بدون سرب با اکتان خيلی بالا حدود R+M2=96-98 هم به بازار عرضه می کنند . از آنجا که اثر سرب روی هيدروکربن های مختلف متفاوت و حساسيت آنها با سرب اختلاف دارد سعی می شود که از برشهايي در بنزين سرب دار استفاده شود که بالاترين حساسيت و بيشترين اثر را با سرب داشته باشد و در اين صورت می توان برای افزايش بازدهی و يا طول عمر بيشتر کاتاليست ، اکتان ريفرميت را پايين تر نگه داشت . با کاهش و يا قطع مصرف مواد سربی واحدهای تبديل قديمی ديگر جواب گوی درجه آرام سوزی بنزين مورد احتياج نبوده لذا در جهت افزايش کيفيت محصولات با اکتان کم نظير ريفرميت که از واحدهای تهيه مواد آروماتيکی حاصل می گردد يا نفتای بدست عمده از واحدهای کت کراک يا کک سازی اقداماتی صورت گرفته ضمن اينکه در رابطه با افزايش اکتان تبديل با فشار پايين و با احياء دائم هم استفاده می شود به علاوه از واحدهای جديدی جهت ايزومر کردن مواد سبک ، حلقوی کردن هيدروکربن ها ، همچنين هيدروکربن های اکسيژنه به منظور افزايش اکتان استفاده می شود . انتخاب اين که چه محدود های از نفتای حاصل از کت کراکر در خوراک واحد تبديل به کار رود بستگی به سه عامل زير دارد : شرايط عملياتی واحد FCC امکانات تفکيک طراحی واحدهای تصفيه خوراک با محدود نقطه جوش (180-310 °c)‍‍‍‍‍ به عنوان HEAT CUT FEED برای بالا بردن اکتان مناسب است . بطور معمول نفتای حاصل از FCC يک و نيم برابر بيشتر از HSRG حاصل از نفت خام کاتاليست واحد تبديل را غير فعال می کند ضمن اين که مواد آروماتيکي آن بيشتر است . يکی ديگر از راه های بالا بردن اکتان تبديل واحدهای ريفرمينگ معمولی به واحدهای با احياء دائم می باشد مقايسه ي شرايط توليد بنزين در واحد تبديل پتروشيمي و پالايشگاه: با برسي هاي صورت گرفته در مباحث ذكر شده در ابتداي پروژه و با مطالعه قرار دادن شرايط توليد بنزين در واحد تبديل پالايشگاه و پتروشيمي حال مي خواهيم ببينيم كه چگونه مي توان شرايط عملياتي فرآيند هاي تبديل واحد آروماتيك پتروشيمي را به گونه اي تنظيم كرد كه محصول خروجي از آن ، بنزين مطابق با بنزين توليد شده در واحد تبديل پالايشگاه و با همان كيفيت توليد شده باشد . براي اين كار به مقايسه اي درباره ي شرايط توليد بنزين آروماتيكي در هر يك از آن ها مي پردازيم كه اين برسي شامل شرايط عملياتي و متغيرهاي عملياتي اين فرآيند ها است كه اهميت آن ها در هر يك از توضيحات بخش پتروشيمي و پالايشگاه ذكر شده است . اين متغير ها عبارتند از : دماي راكتور ها ، فشار راكتور ها ، برش خوراك به كار رفته در اين فرآيند ، توزيع كاتاليست در قسمت هاي مختلف اين واحد ها و غيره... مقايسه ي اين شرايط به صورت جدول بندي شرايط بكار رفته در هر بخش خواهد بود . مقايسه ي شرايط دمايي و ميزان افت دمايي هر راكتور: پارامتر هاراكتوراولراكتور دومراكتور سومراكتور چهارمدماي ورودي ° Fدماي خروجي ° Fافت دمايي ° F878806104914860549689501898695927 شرايط دمايي قسمت تبديل واحد آروماتيك پتروشيمي پارامتر هاراكتوراولراكتور دومراكتور سومدماي ورودي ° Fدماي خروجي ° Fافت دمايي ° F9147721429108387290787631 شرايط دمايي قسمت تبديل واحد آروماتيك پالايشگاه مقايسه ي تعداد راكتورها و ميزان توزيع كاتاليست : پارامتر هاراكتوراولراكتور دومراكتور سومراكتورچهارمتوزيع كاتاليست %wt754/645/1244/2435/56 توزيع كاتاليست درقسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پتروشيمي پارامتر هاراكتوراولراكتور دومراكتور سومتوزيع كاتاليست %wt202555 توزيع كاتاليست درقسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پالايشگاه مقايسه ي ميانگين شرايط عملياتي : فشار bar20- 7دما ° F975- 950H2HC10- 3سرعت حجمي4- 1 شرايط عملياتي درقسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پتروشيمي فشار bar22- 15دما ° F986- 896H2HC6- 3سرعت حجمي3- 5/1 شرايط عملياتي درقسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پالايشگاه مقايسه ي برش هاي خوراك بكار رفته در واحد آروماتيك پتروشيمي و پالايشگاه : نوع كارخانه برش خوراكواحد تبديل كاتاليستي پتروشيمي C6 – C8واحد ريفرمينگ پالايشگاه C6 – C11 برش هاي به كار رفته در هر يك از مجتمع هاي پالايشگاهي و پتروشيمي اين مساله پيدا است كه برای توليد بنزين موتور در واحد ريفرمينگ كاتاليستي پالايشگاه می توان از محدوده نسبتاً وسيع تر خوراک C6-C11 استفاده کرد ليکن برای توليد آروماتيک يا تركيبات آروماتيكي نظير بنزن ، تولوئن ، زايلن در كارخانجات آروماتيك سازي بايد برش باريک تری از هيدروکربن ها نظير برش هاي C6 , C6-C7 , C6-C8 , C7-C8 را انتخاب كرد تا آروماتيک سبک C6-C8 مورد نظر را توليد کند زيرا هدف توليد تركيبات آروماتيكي سبك است اما هنگامي كه بخواهيم در كارخانجات آروماتيكي به جاي مواد آروماتيكي سبك ، ريفرميت توليد كنيم مي توان از محدوده ي نسبتا وسيع تري استفاده كنيم . مقايسه ي واكنش هاي صورت گرفته در راكتورهاي هريك از دو بخش پتروشيمي وپالايشگاه : راكتور اولراكتور دومراكتور سومراكتور چهارمهيدروژن زدائيايزومري شدنهيدروژن زدائيايزومري شدنكراكينگهيدروژن زدائيايزومري شدنكراكينگحلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائيكراكينگحلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائي واكنش هاي انجام شده درقسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پتروشيمي راكتوراولراكتور دومراكتور سومهيدروژن گيريايزومريهيدروژن گيريايزومريهيدروكراكينگحلقوي شدن همراه با هيدروژن گيريهيدروكراكينگحلقوي شدن همراه با هيدروژن گيري واكنش هاي انجام شده درقسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پالايشگاه راکتورها : تبديل کاتاليستی فرآيندی است که در فاز بخار انجام می شود پس از آن که خوراک از مبدل های حرارتی و کوره عبور کرد صد در صد تبديل به بخار می گردد و قبل از تماس با کاتاليست درجه حرارت آن تا حدی که واکنش ها لازم دارند افزايش داده می شود . راکتورهای واحد که از 5-3 و حتی بيشتر تشکيل شده معمولاً در يک اندازه نبوده و اصولاً راکتور اول کوچکترين و راکتور آخر بزرگترين آن ها است . در ضمن بعضی واحدهای قديمی با راکتور کم (3 راکتور) با تغييراتی و با REVAMP کردن واحد بر تعداد راکتورها و کوره ها افزوده اند که با اين کار به علت افزايش کاتاليست می توان زمان بين دو احياء را بيشتر کرد يا خوراک را افزايش داد و يا اکتان محصول را بالا برد . بايد ديد كه چرا يک راکتور بزرگ به جای اين همه راکتور انتخاب نمی کنند ؟ علت اين است که مهمترين و بيشترين و سريع ترين واکنش های انجام شده نظير هيدروژن گيری از هيدروکربن های نفتنيکی به ميزان زيادی حرارت گير بوده و در نتيجه درجه حرارت کاهش سريع پيدا کرده(180-280°F) و ديگر امکان انجام ساير واکنش ها در درجه حرارت کم نخواهد بود به همين علت از چند راکتور و چند کوره استفاده می شود . همان گونه که خوراک از راکتورها عبور می کند به تدريج از افت درجه حرارت راکتورها کاسته شده تا جايي که راکتور آخر علاوه بر آن که می تواند افت درجه حرارت نداشته باشد ، در بعضی حالت ها مقداری هم افزايش درجه حرارت دارد . معمولاً کوره ها را مجزا می سازند ، ليکن واحدهايي وجود دارند که در آن ها از يک کوره بزرگ از پاس و COIL های مختلف برای راکتورهای مختلف استفاده شده که البته COIL ها به وسيله ديواره ای از آجر نسوز از يکديگر جدا شده اند . به طور کلی راکتورها به دو صورت ساخته می شوند : جريان شعاعی جريان از بالا به پايين راکتورهای با جريان شعاعی : آن ها را دو نوع طراحی می کنند يکی با بدنه گرم و ديگری با بدنه سرد . درنوع گرم که اکثراً طراحی می شود خارج راکتور را با مواد عايق می پوشانند و بدنه داخلی راکتور تقريباً نزديک درجه حرارت واکنش است حدود(800-1000°F) . ليکن در نوع سرد بدنه داخل راکتور را به وسيله مواد نسوز مخصوص عايق کرده اند به طوری که درجه حرارت بدنه فلز اصلی راکتور حدود (400-500°F) بيشتر نيست . در ضمن برای جلوگيری از نفوذ گازهای گرم در شکاف و ترک های احتمالی عايق روی آن را با يک ورقه نازک فلزی می پوشانند . راکتورهای با جريان بالا به پايين : تمام راکتورهای ريفرمينگ را به صورت شعاعی نساخته بلکه در مواردی هم از راکتورهای با جريان بالا به پايين استفاده می کنند که جريان از بالا وارد و پس از توزيع خوب به وسيله پخش کننده ورودیInlet DISTRIBUTOR و همچنين عبور از توپک های سراميکی در بالای راکتور به بستر کاتاليست می رسد . به علاوه از استوانه های سوراخ دار فلزی به نام TRASH BASKET برای گرفتن گرد و خاک کاتاليست و رسوبات و مواد ديگری که باعث گرفتگی فضای بين کاتاليست و نهايتاً منجر به ايجاد کانال در کاتاليست می گردند در بالای سطح کاتاليست استفاده می شود . زير کاتاليست در پايين راکتور از SCREEN يا SUPPORT BALL و يا هر دو استفاده می شود . همچنين در بعضی طراحی ها از اين نوع راکتورها با جريان عکس يعنی پايين به بالا استفاده می شود منتها عيب آن اين است که بر خلاف بالا به پايين نمی توان به وسيله SKIMMING لايه بالای راکتور ∆P آن را بر طرف کرد و لازم است که تمام کاتاليست را از راکتور خارج نمود . بعضی از راکتورهای بالا به پايين را به جای استوانه ای به شکل کروی می سازند . موقعی که کاتاليست نو باشد اختلاف فشار در راکتورهای بالا به پايين در حدPSI 10- 5 می باشد ولی با گذشت زمان اين ∆P افزايش و بهPSI60- 40 و حتی بيشتر می رسد و چون محدوديت هايي از نظر جريان گاز و يا خوراک و يا متالوژی راکتور بوجود می آورد بايد راکتور را از سرويس خارج و رفع عيب کرد . مكانيسم واكنش هاي راكتورهاي AROMIZING: واكنش هاي بنيادي : واكنش هاي بنيادي AROMIZING مي توانند به دو قسمت زير جداسازي مي شوند : واكنش هاي مثبت : واكنش هايي كه به سمت افزايش ميزان آروماتيك ها مي روند. اين واكنش ها ، واكنش هاي مورد نظر براي ما است . واكنش هاي منفي : واكنش هايي كه مي توانند به سمت كاهش بهره وري آروماتيكي بروند . اين واكنش ها ، واكنش هايي هستند كه بطور معلوم از آنها اجتناب مي شود . واكنش هاي مثبت : هيدروژن زدائي نفتن ها مرحله ي نهائي تشكيل يك آروماتيك از نفتن ، هيدروژن زدائي است. اين واكنش سريع و بشدت گرماگير است. اين واكنش بوسيله ي خاصيت فلزي كاتاليست و همراه با دماي بالا و فشار پايين گسترش مي يابد . نفتن ها بطور مشخص بيشترين تركيبات مطلوب در خوراك هستند زيرا علاوه بر آسان بودن گسترش آنها ، توليد محصول جانبي هيدروژن را به خوبي هيدروكربن هاي آروماتيكي انجام مي دهند . ايزومري شدن نفتن ها ايزومري شدن سيكلوپنتان به سيكلوهگزان در مرحله ي اول تبديل C5 نفتني به آروماتيك رخ مي دهد . اين ايزومري شدن به گونه اي است كه حلقه اشباع بازشده ومجددا تشكيل ميشود وبعضا حلقه به صورت باز باقي مانده وتوليد پارافين مي نمايد . حلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائي پارافين ها حلقه اي شدن همراه با هيدروژن زدائي پارافين ها داراي بيشترين سختي براي انجام در واكنش هاي موسوم به AROMIZING است . اين واكنش نيازمند تشكيل منظم دشوار از يك پارافين به يك نفتن است . اين واكنش بسيار گرماگير است ولازمه ي انجام شدن آن سرعت پايين است. شرايط عملياتي براي اين واكنش بايد كاملا مجزا انجام بگيرد كه در نتيجه باعث افزايش توليد كك مي شود. مرحله ي حلقوي شدن پارافين ها ساده تر از افزايش وزن مولكولي پارافين ها صورت مي گيرد. حلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائي بااعمال شرايطي نظير فشار پايين و دماي بالا و اعمال هر دو خاصيت فلزي واسيدي كاتاليست ميسر خواهد بود. واكنش هاي منفي : هيدروكراكينگ لازمه ي تشكيل حلقه ها و واكنش هاي ايزومري شدن آن است كه الكيل پنتان ها و پارافين ها بايد به كمك خاصيت اسيدي كاتاليست مجبور به جفت گيري شوند و امكان انجام شدن واكنش هاي اسيدي هيدروكراكينگ خيلي سخت است . اين واكنش به سمت توليد گاز مايع پيش مي رود . اين واكنش در نهايت به سمت تكثير بعلاوه كاهش وزن مولكولي پارافين ها پيش ميرود. هيدروكراكينگ پارافين ها نسبتا سريع است و بوسيله ي دماي بالا و فشار بالا صورت مي پذيرد . پارافين هاي داراي وزن مولكولي بالاتر يعني آن هايي كه آسان تر دچار فرآيند حلقه اي شدن همراه با هيدروژن مي شوند تمايل دارند كه زودتر بشكنند. اين وا كنشها گرمازا هستند و مصرف هيدروژن در آن ها صورت مي گيرد لذا بايد از آن ها اجتناب كرد. الكيل زدائي اين واكنش كه بوسيله ي دماي بالا وفشار بالا و حضور كاتاليست فلزي صورت مي گيرد براي همه ي مقادير آروماتيكي در فرايند آروماتيك سازي مفيد نيست وهيدروژن مصرف مي كند . اگر قسمت زنجيره اي آلكيل به اندازه ي كافي بزرگ باشد قسمت اسيدي كاتاليست موجب كراكينگ اين زنجيره خواهد شد . تحت شرايط مشخص اين واكنش ممكن است در خلال راه اندازي واحد تعويض كاتاليست مربوطه رخ دهد . اين حالت مي تواند با تضعيف خاصيت فلزي كاتاليست يعني به كمك فلز اوليه جلوگيري شود . آلكيلاسيون اين واكنش تاثير اندك يا بي تاثير بر روي ميزان فرآيند آروماتيكي شدن دارد. اين واكنش به سمت سنگين تر شدن وزن مولكولي ونقطه ي نهايي جريان آروماتيكي ممكن است افزايش يابد. هيدروكربن هاي با وزن مولكولي بالا همچنين داراي تمايل بيشتري جهت تبديل شدن به كك را دارند. Dismutation خوراك نفتا حاوي طيف وسيعي از پارافين ها ونفتن ها و تغييرات سرعت نسبتا زياد همراه باتعدادكربن هاي واكنش دهنده ها ، همه ي اين واكنش ها در حالت سري و موازي به يكديگر توليد طرح واكنش پيچيده اي راكتور اولراكتور دومراكتور سومراكتور چهارمهيدروژن زدائيايزومري شدنهيدروژن زدائيايزومري شدنكراكينگهيدروژن زدائيايزومري شدنكراكينگحلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائيكراكينگحلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائي را مي دهد. طرح ساده با توجه به واكنش اصلي بصورت طبقه بندي شده در زير نشان داده شده است : با اين كه واكنش هيدروژن زدائي داراي توسعه يافتگي آسان است ولي بشدت گرماگيراست و به علت اين كه اين واكنش در دو راكتور اول فرآيند غالب است افت دمايي در اين دو راكتور نسبت به ديگر راكتورها قابل ملاحضه است . واكنش حلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائي كه انجام گرفتن آن بوسيله ي دماي بالا صورت مي گيرد بهتر است در راكتور هاي آخر كه داراي بستر دمايي نسبتا بالا نسبت به ساير راكتورهاست صورت بگيرد . كاتاليست راكتورهاي AROMIZING: کاتاليست واحدهای تبديل که در نوع خود از نظر کارايي نمونه و به عبارتی حيرت انگيزه بوده و روز به روز پيشرفت بيشتری دارد به عنوان قلب و پايه فرآيند ريفرمينگ به حساب می آيد . اهميت اين کاتاليست آن است که واکنش های مطلوب و مورد نظر را سريعاً انجام می دهد ضمن آن که از بروز واکنش های مضر جلوگيری می کند . اين کاتاليست ضمن آنکه می تواند در دامنه نسبتاً وسيعی از خوراک کار کند . از حالت های غير عادی که منجر بهUP SET شدن واحد می شود که تا اندازه ای جان سالم بدر برده و نهايتاً موقعی که کارايي و بازدهی آن از نظر اقتصادی مقرون به صرفه نباشد و به وسيله احياء وجوان سازی مجدداً فعاليت آن را به حالت اوليه برگردانده و در دوره های بعدی از آن استفاده می شود . از همان ابتدای شروع تحقيقات درباره ی ريفرمينگ اغلب هيدروکربن های موجود در خوراک و هيدروکربن های مورد نظر در محصول مشخص و اکثر واکنش های شناخته شده ولی تعداد واکنش های ميانی هنوز ناشناخته باقی مانده اند . در ضمن گروه های مختلف شيميست ، مهندس و تکنسين که به طور مداوم روی کاتاليست تحقيق می کنند به نتايج درخشانی رسيده و از سال 1940 شروع عمليات ريفرمينگ تا به حال پيشرفت خارق العاده ای داشته اند . برای اين که کاتاليست ريفرمينگ مانند ساير کاتاليست های موفق تجاری دارای خريدار و قابل رقابت باشد بايد دارای سه خاصيت : فعاليت ، انتخاب پذيری و پايداري باشد . فعاليت ، كه نشان دهنده ي توانايي كاتاليست در افزايش سرعت واكنش هاي پيچيده است . فعاليت كاتاليست به وسيله ي دمايي كه كاتاليست مي تواند در آن دما و براي خوراك مشخص و شرايط عملياتي مشخص ، واكنش را به سمت توليد محصول پيش برد ، اندازگيري مي شود. انتخاب گري ، كه نشان دهنده ي توانايي كاتاليست در جهت افزايش سرعت واكنش مطلوب نسبت به ساير واكنش ها است . انتخاب گري يا سلكتيويته ي كاتاليست به وسيله ي بهره ي ريفرميتC5+ و هيدروژن (در حالت تبديل به آروماتيك ها) و در شرايط خوراك مشخص و شرايط عملياتي مشخص، اندازگيري مي شود. پايداري ، كه نشان دهنده ي تغيير عملكرد ( فعاليت و انتخاب گري كاتاليست) با گذشت زمان است . ته نشيني كك به جهت جلوگيري از اسيديته ي كاتاليست و كاهش تركيبات فلزي در كاهش پايداري كاتاليست موثر است. تاثير فلزات موجود در خوراك نيز داراي اثر مخالف در پايداري است . پايداري معمولا به وسيله ي مقدار خوراك اعمال شده بر واحد وزن كاتاليست (يعني m3 از خوراك بر kg از كاتاليست) اندازگيري مي شود. بهره ي وزني ريفرميتC5+ (در شرايط فرآيند آروماتيكي شدن) در شرايط ثابت نيز يك اندازگير غير مستقيم از پايداري است . مشخصات كاتاليست راكتورهاي AROMIZING : كاتاليست فرآيند AROMIZING يا فرآيند آروماتيكي شدن متشكل از پلاتينيم – قلع بر پايه ي آلومينا است. مهمترين مشخصه هاي كاتالست اين فرآيند عبارتست از : پايه آلومينايي با خلوص بالا، داراي پايداري بالا در برابر سائيدگي پايداري و انتخاب گري بالا ناشي از وجود پلاتين قابليت احياء بالا وايده آل و قابل تطبيق براي عمليات احيا سازي مداوم تركيب كيفيت هاي ذكر شده در بالا همراه با احيا سازي مداوم مزيت هاي زير را به همراه دارد : ماكزيمم تبديل نفتاها و پارافين ها به آروماتيك ها بهره وري هيدروژني بالا مينيمم كاتاليست استفاده شده در آغاز صنعتي شدن فرآيند تبديل كاتاليستي يا ريفرمينگ كاتاليستي از كاتاليست هاي اكسيد كروم، موليبدن و كبالت استفاده مي شد ولي از سال 1949 كاتاليست هاي فعال تر پلاتين بر روي پايه اسيدي به كار رفتند . اين كاتاليست ها دو عاملي هستند يعني هم فلز و هم پايه ي اسيدي در فعال سازي واكنش ها نقش موثر دارند . پايه ي كاتاليست مي تواند سليس – آلومين با اسيديته ي مشخص و يا آلوميني باشد كه به آن مقدار كمي از تركيبات هالوژني نظير كلر يا فلوئور اضافه شده است . قطر دانه هاي كاتاليزور حدود 2 ميليمتر و سطح مخصوص آن m2g 200 است . كاتاليست هاي تجاري معمولا حاوي 3/0 تا 7/0 درصد وزني پلاتين مي باشند كه به صورت ذرات بسيار ريز (A10) بر روي پايه پخش شده اند و حدود 1% سطح كل پايه را اشغال مي كنند . فعاليت هيدروژن زدايي پلاتين از ساير فلزات بيشتر است و در فرآيند تبديل كاتاليستي ، پلاتين واكنش هاي هيدروژن زدائي و هيدروژناسيون را فعال مي كند و عامل اسيدي در مورد واكنش هاي ايزومري و هيدروكراكينگ موثر است و مجموعه ي دو عامل كاتاليست نيز واكنش هاي حلقوي شدن را فعال مي كند . البته بايد دانست كه كاتاليست فرآيند تبديل كاتاليستي واكنش هاي ديگري نظير الكيلاسيون و الكيل زدائي و ديسموتاسيون آروماتيك ها و واكنش بسيار نامطلوب تشكيل كك را نيز فعال مي كند . بين سال های 1967-1953 کاتاليست معمول تبديل شامل پلاتين روی پايه آلومينای کلرينه شده بود که اين کاتاليست 10 مرتبه فعال تر از اکسيد موليبدنيم و 100 مرتبه فعال تر از اکسيد کرم می باشد . سال 1967 اولين کاتاليست پلاتين که به وسيله رينيوم تقويت می گرديد توليد و سپس ساير کاتاليست های دو يا چند فلزه با حق امتياز شرکت های مختلف به کار گرفته شد و از فلزاتی نظر رينيوم ، ايريدم ، ژرمانيم و قلع به ميزان چند صد و يا چند هزار PPM به صورت تکی و يا با هم مورد استفاده قرار گرفت و منجر به افزايش بيشتر ثبات و انتخاب پذيری زيادتر کاتاليست بنا به شرايط يکسان عملياتی با کاتاليست قبلی گرديد . اين کاتاليست ها از 75/0 تا 2/0 درصد وزنی پلاتين ، 3/1– 8/0 وزنی کلر ( جهت تقويت اسيديته پايه کاتاليست ) و پايه آلومينای با درجه خلوص بالا تشکيل شده اند . آزمايش روی کاتاليست نشان می دهد که هم فلز پلاتين و هم ساير فلزات به طور يکنواخت روی سطح دانه های کاتاليست پخش می شوند . کاتاليستی که شامل 35/0درصد وزني پلاتين است اگر خوب روی پايه توزيع گردد در بهترين حالت فاز يک متر مربع پايه را در بر می گيرد که سطح ويژه آن حدود M2/Gr200 می گردد . مكانيسم كاتاليست راكتورهاي AROMIZING: الف – فعاليت : خاصيت فلزي و اسيدي تاثير كاتاليست بر روي سرعت واكنش از طريق دو وظيفه ي مختلف: فلزي و اسيدي كه باعث گسترش انواع مختلف واكنش ها مي شود . واكنش هاي هيدروژن زدايي و تبديل به هيدروژن به وسيله ي قسمت فلزي كاتاليست گسترش مي يابند. بازآرايي ساختماني مولكول ها (از حالت خطي به حالت حلقه اي) كه شامل سازماندهي مجدد زنجيره هاي كربن هستند به وسيله ي خاصيت اسيدي پايه تسريع اوليه مي يابد. به دليل فعاليت بالا ي پلاتين در واكنش هاي هيدروژني (توليد هيدروژن) و هيدروژن زدايي ، پلاتين براي مبناي كاتاليست هاي فلزي انتخاب مي شود. پايه ي كاتاليست آلومينا با خلوص بالا است كه مخصوصا براي سيكل شدن پارافين ها به آروماتيك ها مناسب است. به طور خلاصه واكنش هاي اصلي پيچيده كه در فرآيند ريفرمينگ ضرورتا به وسيله ي يكي از دو عامل فلزي يا عامل اسيدي يا تركيبي از هر دو عامل تسريع داده مي شوند درزير نمايش داده شده است : هيدروژن زدائيعامل فلزيحلقوي شدن همراه با هيدروژن زدائيعامل فلزي + عامل اسيديايزومري شدنعامل اسيديتجزيه هيدروژنيعامل فلزيهيدروكراكينگعامل فلزي + عامل اسيدي ب- عامل فلزي براي ماكزيمم فعاليت كاتاليست ، فلز بايد داراي پراكندگي زياد بر روي سطح پايه ي آلومينايي باشد وبايد به اندازه ي كوچكترين ذره هاي ممكن در آيد(mm6-10*1) اين پراكندگي و ريز بودن ذره هاي كاتاليست كه نتيجه ي يك فرآيند مخصوص دستگاهي است بايد درطول دوران كاركرد كاتاليست به وسيله ي شرايط مناسب عملياتي و بازيابي به وسيله ي احيا نگه داشته شود . ج- عامل اسيدي سطح مشخصي از پايه كاتاليستي جهت گسترش دادن واكنش هاي مطلوب (حلقوي شدن همراه باهيدروژن زدائي) مورد نياز است . مقدار مطلوب اسيديته كارائي را تا حد مطلوبي تغيير مي دهد (ماكزيمم بهره وري ريفرميت وهيدروژن يا ريفرميت و گازمايع). اسيديته ي كاتاليست بستگي به مقدار كلرين دارد كه در مرحله ي ساخت كاتاليست و سپس در مرحله ي افزودن تركيبات كلردار در مرحله ي احيا تنظيم مي گردد . تركيبات كلرين موجود در كاتاليست بايد در محدوده ي 1/1-9/0 درصد وزني باشد . علاوه بر اين بايد دانست كه كاتاليست با پايه ي آلومينا نياز به رطوبت براي فعاليت قسمت اسيدي دارد . براي مثال كاتاليست مورد استفاده در قسمت تبديل كاتاليست واحد آروماتيك پتروشيمي بندر امام ماهشهر شامل مشخصات زير است : كاتاليست اين قسمت مطابق طراحي E-601 است كه شامل 35% پلاتين و35% رينيوم درپايه آلومينا مي باشد . اما كاتاليست UOP-R-62 كه شامل 22/0 درصد پلاتين و 44/0 درصد رينيوم مي باشد ، در اين واحد به كار رفته است . اين كاتاليست داراي دو قسمت فلزي و اسيدي است كه واكنش ها را تحت تاثير قرار مي دهد . مطابق آنچه در وضعيت عمومي واكنش ها آمده ، مشاهده مي شود كه تعدادي از اين واكنش ها از قسمت اسيدي كاتاليست و تعدادي ديگر از قسمت فلزي آن متاثر مي شوند . عامل اسيدي كاتاليست در نتيجه تشكيل يون CARBONIUM كه به وسيله خروج يون كلرايد يا اضافه شدن پروتون به باندهاي دوگانه به وجود مي آيد در واقع به عنوان يك واسطه مياني در واكنش هايي نظير ايزومريزاسيون و هيدروكراكينگ عمل مي كند. عامل فلزي كاتاليست موجب خروج هيدروژن ازهيدروكربن ها و تقسيم مولكول هاي هيدروژن و اضافه شدن اتم هاي هيدروژن در قسمت هايي كه اشباع نيستند ، مي شود . تركيب اين دوعامل در يك محل موجب انجام واكنش هاي فوق الذكر مي شود و به منظور حفظ شرايط كاتاليست معمولا آب و كلرايد به سيستم راكتورها تزريق مي شود و شرايط تعادلي بين كلرايد و آب در راكتور وجود دارد . به طوري كه ميزان آب درجريان گازگردشي 20-25ppm و مقدار كلرايد 0.5-1ppm كنترل مي شود . كاتاليست مورد استفاده در قسمت تبديل كاتاليستي واحد آروماتيك پتروشيمي بندر امام شامل مشخصه هاي زير است : RESULTUNIT1.67210.220.441~1.1mmkg/m3wt%wt%wt%DIAMETER.DENSITYPLATINUMRHEENIUM.OGKIURUDE سموم كاتاليست : كاتاليست هاي فرآيند تبديل كاتاليستي نسبت به ناخالصي ها بسيار حساس بوده و مسوم مي شوند. اين ناخالصي ها در سه گروه قرار دارند : الف- فلزات : فلزات كاتاليست ها را به طور دائم مسموم مي كنند . آرسنيك مسموم كننده ترين فلز است و پس از آن سرب و مس وجيوه قرار دارند حدود مجاز اين فلزات در جدول زير ارائه شده است: ماده ي مسموم كنندهحد مجازSNPb+As+Cu≤10ppm1 ppm ≥20ppb ≥ مواد مسوم كننده ي كاتاليست و حدود مجاز آن ها ب- گوگرد ، نيتروژن ، آب ، هالوژن ها : اين مواد موجب مسموميت موقت در كاتاليست مي شود . گوگرد تركيبات گوگردي با توليد هيدروژن سولفيد باعث كاهش فعاليت پلاتين مي شوند . تركيبات گوگردي اكسيژن دار نيز موجب غيرفعال شدن دائمي كاتاليزور مي شوند . قبلا در مورد كاتاليست هاي پلاتين، حد مجاز گوگرد ppm 15-10 بود ولي در مورد كاتاليزورهاي جديد ، مقدار مجاز گوگرد به ppm 1 كاهش يافته است . بدين ترتيب خوراك ريفرمينگ حتما بايد مورد تصفيه قرار گيرد . نيتروژن تركيبات نيتروژن با توليد NH3 موجب مسموميت عامل اسيدي كاتاليزور مي شوند.حد مجاز آن ها ppm 1 است . آب و هالوژن ها آب به علت حذف هالوژن ها اثرنامطلوبي بر عامل اسيدي كاتاليزور دارد.حذف آب يا به وسيله ي استريپينگ و يا تزريق يك كلريد در خوراك انجام مي شود. افزايش ميزان هالوژن خوراك موجب افزايش اسيديته مي شود ولي بعدا باعث افت شديدمشخصات كاتاليزور در اثر هيدروكراكينگ و ككينگ مي شود . ج- اولفين ها و كك : اولفين ها موجب تشكيل كك مي شوند و حد مجازشان كمتر از 2% است . از نظر تشكيل كك بايد تركيبات چند حلقه اي موجود در خوراك ونيز اولفين ها ودي الفين ها يي را كه در جا توليد مي شوند ، مورد برسي قرار داد . كك سم دائمي كاتاليزور است و فقط هنگام بازسازي كاتاليزور حذف مي شود. براي حذف ككي كه در جريان فرآيند ريفرمينگ به وجود مي آيد بايد كاتاليزور را بازسازي كرد. بازسازی کاتاليست : بازسازي كاتاليست به سه روش صورت مي گيرد: الف- روش نيمه بازسازي :در اين روش پس از 3 الي 12 ماه كار كردن واحد متوقف مي شود و كاتاليست در خود واحد احيا مي گردد. ب- روش دوري: در اين روش از يك راكتور يدكي استفاده مي شود. هنگامي كه كاتاليست در يكي از راكتور هاي اصلي نياز به بازسازي داشته باشد اين راكتور را از مسير خارج مي كنند وجريان را به سوي راكتور يدكي مي فرستند. ج- روش مداوم: در اين روش كاتاليست به صورت بستر متحرك دائما بين راكتور و بازساز جريان مي يابد. هنگامی که عدد اکتان فرآورده ريفرمينگ در حد مطوب به دست نيايد ، بايد کاتاليزور را بازسازی کرد . مقدار کلی که بر روی کاتاليزور قرار می گيرد بر حسب شرايط عملياتی بين 1 تا 14% وزنی می باشد . در طی عمليات بازسازی ، فعاليت و سلکتيويته (انتخابگری) کاتاليزور به آن بازگردانده می شود . اين عمليات شامل سه مرحله به قرا زير می باشد : الف – سوزاندن رسوب کک در دمای °c 500 به وسيله اکسيژن رقيق شده با گاز خنثی پس از اين عمل مقدار کک به حدود 2/0% می رسد . ب – بازگرداندن خاصيت اسيدی کاتاليزور به کمک ترکيبات کلردار . ج – پخش يکنواخت فلز بر روی پايه به وسيله تکليس کاتاليزور . عمليات بازسازی می تواند چندين بار تکرار شود تا هنگامی که ديگر مشخصات بازيافتنی کاتاليزور قابل قبول نباشد . در آن صورت بايد کاتاليزور را تعويض کرد . يکی از عواملی که باعث فرسودگی غير قابل بازگشت کاتاليزور می شود ، افزايش دما است که هم باعث تجمع ذرات پلاتين بر روی پايه می شود و هم موجب کاهش سطح پايه و تغييرات ساختاری آن می گردد . بررسي هزينه ها و سود و زيان اين طرح : به طور كلي هدف از طراحي پالايشگاه ها و مجتمع هاي پتروشيمي اين است كه مواد خام نفتي كه داراي ارزش افزوده ي كم مي باشد را به مواد مشتق نفتي با ارزش افزوده ي بالا تبديل كند . مهم‌ترين هدف در طراحي پالايشگاه‌ها مبتني بر اين است كه بيشترين حجم توليد را در فرآورده‌هاي گران‌تر و سبك‌ تر مثل بنزين يا نفت گاز داشته باشيم و كمترين توليد را در فرآورده‌هاي سنگين مثل نفت كوره و اين موضوع را با تعصب خاصي در اصلاح الگوي طراحي مد نظر داريم ، زيرا با اصلاح وضع موجود و افزايش در توليد فرآورده‌هاي گران‌تر و سبك ‌تر ضمن اين‌كه توجيه فني اقتصادي پالايشگاه بهبود مي‌يابد ، حجم توليدي هم بالاتر رفته و قابليت صادرات فرآورده‌هاي با ارزش‌ افزوده بيشتر نظير نفت سفيد و گاز افزايش مي‌يابد . اين مساله براي مجتمع هاي پتروشيمي هم به خوبي در نظر گرفته مي شود يعني همواره هدف توليد تركيبات سبك تر و گران تر از مواد خام است تركيباتي كه توليد آن ها از لحاظ اقتصادي مقرون به صرفه تر از مواد ديگر باشد مثلا خوراك واحد هاي بنيادي يا بالا دست مجتمع هاي پتروشيمي كه برشي از نفت خام است را تبديل به موادي از مشتقات نفت ولي با ارزش افزوده ي بالا مي كند . البته اين گفته به اين معنا نيست که نفت خام ورودی قيمت نداشته باشد .خير؛ در حال حاضر هر بشكه نفت خام به ‌طور معمول حدود هشتاد دلار محاسبه مي‌شود . 25 تا 30 درصد نفت خام تبديل به بنزين مي شود يعني از 200 هزار بشكه نفت خام 10 ميليون ليتر بنزين توليد مي شود . در مورد محصولات و چهار فرآورده اصلي آن قيمت ‌گذاري شده‌است و چنان چه پالايشگاه الگوي طراحي توليد را به ‌طور صحيح رعايت نمايد ، بالاترين بهره را دريافت مي‌دارد و چنان چه از الگوي طراحي عدول نمايد به زيان آن تمام مي‌شود ، زيرا الگوي طراحي پالايشگاه بايد درصد مشخصي بنزين ، نفت سفيد يا نفت گاز و نفت كوره توليد نمايد ، پس در صورت كاهش توليد در بنزين به ‌دلايل فني، مديريتي و... از درآمد پالايشگاه كاسته مي‌شود و به ‌طور طبيعي هر نوع انحراف معياري تأثيرات منفي خود را نمايان مي‌سازد كه اين امر تا حدود زيادي و يا حتي كاملا براي مجتمع هاي پتروشيمي صدق مي كند . فراز ديگري كه مي‌خواهم بدان بپردازم به روند افزايش ظرفيت توليد از ابتداي انقلاب تا زمان حاضر است. توليدات روزانه ما در سال ‌1357 براي چند فرآورده اصلي بدين‌گونه بود : بنزين‌ حدود 5/14 ميليون ليتر، گازوئيل حدود 25 ميليون ليتر، نفت سفيد حدود 16‌ ميليون ليتر و LPG در حد 5/3 ميليون ليتر، ولي اكنون وضعيت كاملاً متفاوت است ، به‌طوري ‌كه توليد بنزين حدود 42 ميليون ليتر و نفت‌گاز نزديك به 75 ميليون ليتر و نفت سفيد 25 ‌ميليون ليتر و  LPG 5/8 ميليون ليتر مي ‌باشد. مقايسه ي نسبت‌ها نشان مي‌دهد كه ميزان توليدات حدود دوبرابر و در بعضي موارد مثل گازوئيل و بنزين حدود سه برابر افزايش پيدا كرده است . در سال 1388 مصرف بنزين كشور روزانه 82 ميليون ليتر بود كه بايد ديد كه براي توليد بنزين با اين ظرفيت چه اندازه نفت خام مصرف كرده ايم و چه اندازه نفت خام صادرات داشته ايم.  براي به دست آوردن ده ميليون ليتر بنزين 200 هزار بشكه نفت مصرف مي شود. براي اينكه 260 ميليون ليتر در داخل بنزين توليد كنيم نياز به 26 پالايشگاه بنزين خواهيم داشت . اگر براي هر پالايشگاه 1/5 تا 2/5 ميليارد دلار در نظر بگيريم براي 26 پالايشگاه بايد 50 تا 60 ميليارد دلار پول ساخت داد. از اين رو ساخت پالايشگاه هاي جديد نيز داراي هزينه هاي هنگفت است و نياز به تكنولوژي روز دنيا دارد كه متأسفانه اين تكنولوژي در اختيار معدود كشورهاي استعمارگر قرار دارد . علاوه بر اين ساخت پالايشگاه هاي جديد نيازمند زمان است. البته بايد توجه داشت كه علاوه بر اين كه پالايشگاه جديد احداث مي شود روند مصرف بنزين نيز روز به روز افزايش مي يابد كه به گونه اي اين دو حالت يكديگر را خنثي و بي اثر مي كنند با اين حال فاصله ي توليد و مصرف بنزين به نحوي ثابت مي ماند كه همواره نياز به واردات بنزين امري ضروري تلقي مي گردد . درحال حاضر نياز و مصرف روزانه بنزين طبق گزارش رسمي بيش از 82 ميليون ليتر در روز است كه حدود 42 ميليون ليتر توسط 9 پالايشگاه كشور توليد مي شود و متاسفانه حدوداً 40 ميليون ليتر بايد از خارج خريداري شود . درواحدهاي آروماتيکی مجتمع هاي پتروشيمي از موادی با ارزشی مانند بنزن ، پارازايلن و ارتوزايلن برای توليد بنزين استفاده می کنند . خوراک واحد توليد آروماتيک ، ميعانات گازی است و تامين آن در سال 8/1 ميليارد دلار هزينه دارد . هزينه بنزين توليدی واحدهای پتروشيمی در مقايسه با بنزين توليدی پالايشگاه بالاتر است . قيمت محصولات پتروشيمی بستگی به عوامل مختلفی از قبيل قيمت نفت ، ميزان عرضه و تقاضا ، وضعيت سياسی و غيره دارد . با افزايش قيمت نفت ، قيمت محصولات پتروشيمی و مشتقات آن نيز افزايش يافته است .  اگر ظرفيت توليد پارازايلن با قيمت جهانی تنی 1100 دلار در تن کاهش دهيم و به جای آن ريفرميتی توليد کنيم که بعد آن را بايد به پالايشگاه ها منتقل کرد و يک فرآيند تبديل ديگر روی آن انجام شود و در نهايت بنزينی با عدد اکتان بالاتر توليد می شود و اين بنزين را بخواهيم به قيمت جهانی تنی 600 يا 700 دلار به مصرف داخل برسانيم واضح است كه اين طرح اقتصادي و بصرفه نيست . براي بهتر مشخص شدن اين امر بايد قيمت محصول معمول خروجي از واحد هاي آروماتيك را با قيمت بنزين بدست آمده از واحد آروماتيك مقايسه كرد . واحد هاي آروماتيك به جهت توليد تركيبات آروماتيكي بنزن و تولوئن و زايلن طراحي شده است كه براي توليد بنزين مي بايست خط توليد بنزن ، تولوئن ، زايلن را متوقف كرد و اين خط توليد به كلي درجهت توليد بنزين به كار گرفته شود . براي مثال در يك واحد آروماتيك كه بنزن و پارازايلن توليد مي كند ، مي خواهيم خط توليد اين ماده را متوقف و به سمت توليد ريفرميت به پيش برويم . مي خواهيم بدانيم كه با اين كار ارزش محصول خروجي از واحد بيشتر يا كمتر شده است . براي اين كار بايد قيمت محصولات خروجي را در هر دو حالت بدانيم در جدول زير قيمت محصولات خروجي از واحد آروماتيك مشخص شده است : قيمت بنزينقيمت بنزنقيمت پارازايلن $t780 $t 930 $t980 حال بايد دانست كه توزيع اين محصولات در خروجي از واحد به چه گونه خواهد بود و سپس به برآورد قيمت نهايي هر يك از محصولات خواهيم پرداخت . در حالتي كه هدف واحد آروماتيكي توليد محصولات اصلي خود يعني مواد آروماتيكي شامل بنزن و پارازايلن است ، بنزين يا ريفرميت توليد نمي شود . در اين صورت به ازاي هر 100 تن بر ساعت 60% بنزن و 40% پارازايلن توليد مي شود اين در حالتي است كه اگر توليد واحد آروماتيك به سمت بنزين ريفرميت برود100% محصول نهايي بنزين ريفرميت خواهد بود و ديگر تركيبات را شامل نمي شود . مشخص است كه قيمت بنزين كمتر از بنزن و پارازايلن است كه اين امر از جهت اقتصادي به صرفه نيست . براي مشخص شدن اين امر به حل مساله ي زير به صورت رياضي مي پردازيم : اگر بنا باشد كه محصول كارخانه اي با دبي 100تن بر ساعت به صورت 60% بنزن و 40% پارازايلن باشد مي خواهيم ببينيم كه به ازاي توليد 100% بنزين آيا اين كارخانه سود مي كند يا ضرردرصورتي كه قيمت بنزن 930 دلار به ازاي هر تن ، قيمت پارازايلن980 دلار به ازاي هر تن و قيمت بنزين 780 دلار به ازاي هر تن باشد؟ قيمت بنزن =60 ton ×930 $ ton=55800 $ قيمت پارازيلن =40 ton ×980 $ ton=39200 $ قيميت توليدات معمول واحد آروماتيك = قيمت بنزن + قيمت پارازايلن 39200 $+55800 $=95000 $ قيمت محصول واحد در صورتي كه واحد به سمت توليد بنزين برود : قيمت بنزين =100 ton ×780 $ =78000 $ مشخص است كه به ازاي هر 100 تن از محصولات واحد آروماتيك 17000 دلار ضرر و عدم سود دهي وجود دارد و اين مسأله نشان دهنده ي اين است كه طرح توليد بنزين از تركيبات آروماتيكي ، يك طرح اقتصادي موفق نخواهد بود . منابع و مآخذ : كتابچه ي راه اندازي واحد آروماتيك پتروشيمي برزويه كتابچه ي راه اندازي واحد آروماتيك پتروشيمي بندر امام ريفرمينگ كاتاليستي ؛ انتشارات پالايشگاه آبادان تبديل كاتاليستي - تهيه و تنظيم مهندس حشمت الله ابراهيمي؛ انتشارا ت پالايشگاه اصفهان مقدمات مهندسي نفت - تاليف دكتر گيتي ابوالحمد ؛ انتشارات دانشگاه تهران