Curso_de_destilação[1]

SUMÁRIO 1) CONCEITOS

1.1) Constante de equilíbrio 1.2) Volatilidade relativa 1.3) Refluxo mínimo e número mínimo de estágios teóricos 1.4) Destilação multicomponente

2) PRATOS

2.1) Pratos valvulados 2.2) Inundação 2.2.1) Previsão da inundação

2.2.2) Tipos de inundação 2.2.3) Downcomer backup 2.2.4) Downcomer chock 2.2.5) Downcomer sealing

2.3) Arraste por limite do sistema 2.4) Eficiência 2.5) Formação de espumas 2.6) Pratos X Recheio 2.6.1) Aplicações típicas de recheios 2.6.2) Aplicações típicas de pratos 2.6.3) Comparação entre pratos e recheios 2.6.4) Baffled trays X grid

3) RECHEIOS 3.1) Histórico 3.2) Capacidade 3.3) Eficiência 3.4) Inundação 3.5) Recheios estruturados - cuidados

4) LEITOS DE LAVAGEM

4.1) Vazões nos leitos de lavagem 4.2) Altura de zonas de lavagem 4.3) Balanço de energia nos leitos de lavagem 4.4) Redução de coqueamento em leitos de lavagem

5) DISTRIBUIÇÃO DE LÍQUIDO 5.1) Avaliação de distribuidores 5.2) Efeitos da distribuição de líquido 5.3) Tipos de distribuidores de líquido

6) BOCAIS DE CARGA

6.1) recomendações de velocidade 6.2) recomendações de arranjo de bocais 6.3) problemas referentes a bocais

7) BOCAIS DE SAÍDA DE LÍQUIDO 8) DIAGNÓSTICO DE PROBLEMAS OPERACIONAIS

(“TROUBLESHOOTING”) 8.1) Gama Scan 8.2) Diagnóstico de espumas 8.3) Sintomas de Inundação ( “FLOOD SYMPTOMS”) 8.4) Pesquisa de Temperatura 8.5) Balanço de Energia 8.6) Balanço de Massa 8.7) Erros comuns em detalhes de projeto 8.8) Problemas referentes a bocais de carga

9) SIMULAÇÃO DE UNIDADES DE DESTILAÇÃO 9.1) Modelos termodinâmicos 9.2) Simulação de torres de refinarias de petróleo 9.3) Principais dificuldades na simulação de unidades a vácuo

10) ESTUDOS DE CASO 10.1) Separação de Resíduo e Glicol 10.2) Coqueamento de leito de fracionadora de UFCC 10.3) Aumento de Capacidade em torres com recheio 10.4) Absorvedora Primária/Secundária da UFCC da REPAR 10.5) Torre de estireno 10.6) Problemas de “hic-ups” em torres 10.7) Uso de “temperature survey” 10.8) Estudo de “downcomer back-up” 10.9) Exemplo de caso com fator de espuma 10.10) Problemas em torre de vácuo

11) INSTRUMENTAÇÃO 12) CONTROLE 13) REFERÊNCIAS

PRACTICAL DISTILLATION TECHNOLOGY SEMINAR – HENRY Z. KISTER

Arquivo Curso de destilação.doc – Criado em 20/3/2008 08:02:00

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1. CONCEITOS DE DESTILAÇÃO 1.1. Constante de Equilíbrio

Constante de equilíbrio = Ki = yi/xi

Ki > 1 --> componente i no vapor Ki < 1 --> componente i no líquido Ki mede a facilidade do componente i vaporizar

Ki = função (T, P, composição). No equilíbrio, fixando 2 das 3 variáveis, a 3a. está fixada. Observar que Ki não depende do refluxo da torre

• Gás ideal : (lei de Dalton): pi = yi * P

• Solução líquida ideal (lei de Raoult): pi = xi * pi

o pio = pressão de vapor do líquido

• Ki = yi/xi = pio/P

Para sistemas reais, temos: Ki = yi/xi = φi

L * γi * Ψi * pio , onde

φiV P

=V

iφ Coeficiente de fugacidade do vapor. Leva em conta o efeito da não-idealidade do vapor na sua fugacidade. Geralmente é estimado a partir de uma equação de estado, e depende de temperatura, pressão e fração molar de vapor. Corresponde a um ajuste fino na pressão parcial do vapor. Para pressões próximas da atmosférica, usualmente é adotado o valor unitário (= 1).

=L

iφ Coeficiente de fugacidade do líquido. Leva em conta o efeito da não-idealidade do vapor na fugacidade do líquido. Geralmente é estimado de modo similar ao coeficiente de fugacidade do vapor, mas é baseado na temperatura do sistema e pressão de vapor dos componentes puros. Para pressões próximas da atmosférica, usualmente é adotado o valor unitário (= 1).

=iϕ Fator de correção de Pointing. Leva em conta o efeito da pressão na

fugacidade do líquido. Uma vez que Liφ é avaliado para uma pressão de

vapor do componente puro, o fator de Pointing leva em conta a diferença entre a pressão de vapor do componente e a pressão da mistura. Este efeito é pequeno e pode ser ignorado a pressões baixas, devendo ser considerado para pressões acima de 10 atm.

=iγ Coeficiente de atividade do líquido. Corrige a fugacidade do líquido pelo

efeito da composição. Seu valor depende da similaridade dos



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componentes. Para dois componentes similares, como uma mistura i-butano/n-butano, o coeficiente de atividade do líquido é praticamente 1. Se os componentes são diferentes, o coeficiente de atividade pode atingir valores muito superiores.

Na previsão da constante de equilíbrio, Kister recomenda: • hidrocarbonetos: A interação entre moléculas é pequena e o efeito de

temperatura e pressão é grande .portanto é mais importante representar bem a fase vapor. Utilizar equações de estado e não dados de mistura.

• substâncias químicas : A interação entre moléculas e o desvio da idealidade

na fase líquida são grandes, portanto é mais importante representar bem a fase líquida. Utilizar dados de mistura e a equação de Duhem. Não utilizar equações de estado ou UNIFAC, melhor UNIQUAC ou NTRL.

1.2. Volatilidade Relativa Referência : seção 1.2 do livro de projeto do Kister (Referência 1, pags. 3 a 8 ).

A volatilidade relativa é uma medida da facilidade de separação de componentes.

“A destilação é uma técnica de separação de componentes de acordo com suas volatilidades relativas. A volatilidade relativa é uma medida da facilidade de separação. Esta definição torna a volatilidade relativa a razão entre as tendências a vaporizar dos dois componentes. Se a volatilidade relativa é alta um dos componentes ( o mais volátil ) tem maior tendência a vaporizar que o outro, e será fácil separar os dois por vaporização preferencial de um com relação ao outro ( isto é, por destilação ). Por outro lado, quando um dos componentes tem uma tendência a vaporizar tão grande quanto o outro ( isto é, é tão volátil quanto) a volatilidade relativa é próxima à unidade, e os componentes serão difíceis de separar por destilação. Se a volatilidade relativa for 1, cada componente é tão volátil quanto o outro, e não poderão ser separados por destilação.”

Volatilidade relativa: αi = Ki Kj



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• Volatilidade relativa: compara

a “facilidade” de se vaporizar os componentes i e j.

• Se α >> 1 é muito mais fácil vaporizar i do que j (α > 2)

• Se α entre 1 e 1,5, os dois vaporizam igualmente, sendo difícil de separar i de j.

• nunca é menor que 1, obviamente.

.

O componente i passa de uma concentração de 0,45 na fase líquida para 0,70 na fase vapor --> há um grande salto de concentração de i na fase vapor, portanto é facil separar este componente por destilação, sem a necessidade de muitos estágios teóricos.

Apresentamos a seguir 2 exemplos ilustrando a importância da estimativa correta da constante de equilíbrio. Exemplo 1: A simulação de um tambor de água ácida contendo MeCl2 apresentou o seguinte resultado: Utilizando um modelo ideal : baixa concentração de MeCl2 na fase vapor ( coerente com o Ki calculado ) Utilizando um modelo com ajuste do coeficiente de fugacidade ( γ = 225 ) : concentração de MeCl2 na fase vapor compatível com os dados operacionais (27% ao invés de 0,12% anteriormente calculado ). Exemplo 2 : Contaminação de uma depropanizadora com metanol, levando à presença deste no topo. Nestes exemplos concluimos que quando existe forte interação entre os componentes deve-se utilizar dados experimentais para ajustar os coeficientes de atividade nos modelos químicos. 1.3. Refluxo Mínimo e Número Mínimo de Estágios Te óricos Como selecionar o par refluxo/número de estágios requerido para a separação? � através de um balanço econômico, levando em conta a altura da torre versus o diâmetro da torre e custo de utilidades.

0,45

0,70

y

x



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Prática de projeto : RR = 1,2 a 1,3 RR mínimo

Geralmente, RR mínimo = • 1,05 a 1,10 – fluidos refrigerantes

à baixa temperatura • 1,10 a 1,20 - fluidos refrigerantes à

alta temperatura • 1,20 a 1,30 – água e ar

1.4. Destilação Multicomponente Referência 1, seção 2.3.3. ( pags. 61 a 67 ) A separação multicomponente é tratada como uma separação binária entre os componentes chave leve e chave pesada. Componentes chaves : são aqueles que aparecem tanto nos produtos de topo como de fundo, e servem para definir a eficiência de separação. Outros componentes : podem ou não aparecer nos dois produtos. Geralmente, a composição vai para zero em um dos produtos: componentes pesados: concentração = 0 no topo, e componentes leves: concentração = 0 no produto de fundo. Exemplo 1 : imaginando uma mistura C1, C3 e C4, sendo C3 = chave leve e C4 = chave pesada: fase líquida: XC1 + XC3 + XC4 = 1 fase vapor: KC1 * XC1 + K C3 * XC3 + K C4 * XC4 = 1 K C1 >> 1, K C3 > 1 e K C4 < 1 no topo da coluna No topo da coluna, XC4 ~ 0, logo: XC1 + XC3 = 1 e KC1 * XC1 + K C3 * XC3 = 1 � isto é impossível. Somente seria possível se KC3 < 1, logo, C3 passa a ser um componente pesado � passa de fase vapor para a líquida e a temperatura no topo deve cair. É claro que se tivermos uma concentração de C4 diferente de zero no topo, a curva tende a ser mais uniforme.

N estágios

RefluxoRefluxo mínimo

Nestágiosmínimo



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C3C4

Núm ero de Estágios

Fração m olar



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2. PRATOS 2.1. Pratos valvulados Referência 1, pags.266 e 267 Os pratos valvulados sofreram constantes evoluções, sempre visando resolver um ou outro problema. Contudo, a filosofia é sempre a mesma, e as “inovações” nem sempre trazem as vantagens que os vendedores informam.

CorrosãoPeça de fixação única p/reduzir a corrosão

“capa”protetora +disco --> menor taxa decorrosão, mas também apresentaproblemas

Válvulas retangulares evitam a rotação da válvulaporém mais suscetíveis à corrosão

Para serviços com alto fouling, usarpratos com válvulas fixas:embora tenham menor turndown, sãomenor propensos ao fouling.

Existem três tamanhos de válvulas fixas. Os maiores possuem menor capacidade, porém maior resistência ao “fouling”. Em comparação com os pratos perfurados, os pratos com válvulas fixas possuem maior área de passagem por válvula, porém menor raio hidráulico:



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A1 = área do furo A2 = área do cilindro Normalmente A2 = 0,6 * A1 (Glitch, Koch e Nutter) A2 = A1 (Norton) Bubble Caps --> nunca utilizar em pump-arounds (ou seja, nunca utilizar em regiões onde há muita vazão de líquido).

OBS: Os pratos valvulados também sofrem constantemente de weeping. Em menor escala que os pratos perfurados, mas sempre apresentam weeping. 2.2. Inundação “Flooding is a acumulation of the liquid !! “- KISTER 2.2.1. Previsão da inundação A previsão da inundação pode ser feita utilizando a constante de Souders&Brown

−=

gl

gfloodSB uC

ρρρ

*

Correlações recomendadas para o cálculo do CSB • Glitsch ( pratos válvulados )

O CSB é função do espaçamento entre pratos e da vazão de líquido.

Kister considera o cálculo do CSB pelo método da Glitisch como o melhor para pratos valvulados, mesmo que sejam pratos da Koch ou da Nutter ( é o método utilizado no Hysim ).

• Kister & Haas ( pratos perfurados )

).,.(* furosdiâmfísicasproprfKh

SKC

ctSB =

=

Referência 1, página 279 - eq.6.12.

A1

A2



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Kister não recomenda métodos computacionais para a avaliação de capacidade de pratos perfurados.

• Faixas práticas ( para estimativas grosseiras do CSB ) 0,45 hidrocarbonetos e compostos orgânicos

0,35 a 0,42 recheios estruturados e randômicos de grande diâmetro (ex: IMTP 70, Mellapack 40Y e Gempack)

pratos com espaçamento entre 24 e 36 in

0,25 a 0,35 recheios estruturados e randômicos de médio diâmetro (ex: IMTP 50, Mellapack 250Y, Gempack 2, Norton 2 e Pall Ring 2 in )

< 0,25 P > 100 psia ou vazão > 200 gpm/ft2

Quanto maior o recheio maior a capacidade ( maior CSB ) . Para pratos, quanto maior a pressão menor a capacidade devido à limitação do downcomer.

• Variação do CSB com a geometria dos pratos

CSB α TS0,5 ( 16 in � 24 in + 22% ) CSB máx @ 2-3 gpm/in ( 1 passe � 2 passes + 10%) CSB ↑ A furada ↑ ( 8% � 15% + 10%) ( aumento marginal se A furada > 12-15% ou vazão > 6 gpm/in CSB ↑ dfuro ↓ (1/2 in � 3/16 in + 10% típico ) ( o borbulhamento é melhor com furos de menor diâmetro )

2.2.2. Tipos de inundação • Vapor Flooding - entrainment (jet) - a gota de líquido é arrastada para o

prato superior • Limite de sistema - system limit - arraste de toda a espuma para o prato

superior • Inundação por líquido - Liquid Flooding

• Downcomer Backup - o líquido retorna pelos downcomers • Downcomer Chock - a espuma não consegue entrar no downcomer

• Dowcomer Sealing 2.2.3. Downcomer backup Depende de: nível de líquido no prato



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∆P do prato ∆P abaixo do downcomer Se aumentarmos a área do downcomer, nenhum destes parâmetros é afetado, logo, o aumento da área do downcomer NÃO afeta o DC backup. Supondo que tenhamos 50 % de líquido e 50 % de vapor, teremos 400 mm de altura de espuma sobre o prato. Como o espaçamento entre os pratos é de 610 mm, nunca deveríamos ter DC backup floodind !!! Só há ocorrência de DC backup se:

∆P nos pratos aumentar (fouling in trays) h DC clear aumentar (fouling do DC) 2.2.4. Downcomer chock Critérios para cálculo da inundação por “DC chock” ( Referência 1, página 288 ) : Não há programas (softwares) que calculem este tipo de inundação!!! KISTER recomenda adotar os critérios descritos na referência 1: • Máxima velocidade no DC (líquidos puros): recomendado : 0,2 a 0,6 ft/sec (90 - 270 GPM/ft2 DC) depende do fator de espuma do sistema :

F = 1,0 ---> 0,6 ft/s (torre atmosférica) F = 0,7 ---> 0,2 ft/s (torre de pré-flash) • Mínimo tempo de residência no DC: recomendado : 3 a 7 sec, normalmente entre :

3 segundos (torre atmosférica) 5 segundos (torre pré-flash) dependendo do fator de espuma

tomar cuidado com sistemas de ALTA PRESSÃO. 2.2.5. Downcomer sealing: Em partidas de unidades: Líquido desce pelos furos dos pratos e o Vapor sobe pelos downcomers. Se a velocidade do vapor for elevada => o líquido não desce pelo downcomer (teremos dumping). Se a altura do líquido aumenta => temos a ocorrência de system limit e posteriormente, o arraste de líquido:



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O grande problema é que os projetistas utilizam apenas uma regra: folga sob o downcomer = 1/2” menor que a altura do vertedor (hw). Recomenda-se que hcl (folga sob o downcomer) seja menor que 30 mm (1”). Quanto menor for o valor é melhor, principalmente quando temos uma baixa vazão de líquido. Podemos utilizar um vertedor de entrada, para evitar este problema, como mostrado na figura a seguir: Problemas que estes vertedores

apresentam: acúmulo de sujeira e água nesta região.

Solução: Prever um rasgo no vertedor de entrada:

pratovertedor de entrada

2 ft 1/4”

Referências : • Kister, H.Z & Hower Jr, T.C., Unusual Operation Histories of Gas Processing

and Olefins Plant Columns,. Plant/Operations Progress , july/1987 , pg 151 a 161.

• Manual de operação do Kister (Referência 2, páginas 183-186) • Torres de Destilação a Vácuo => a relação L/V é muito pequena (pouco

líquido e muito vapor) ==> temos gotas de líquido arrastadas pelo vapor, e possivelmente, regime de escoamento de líquido em SPRAY.

• C3 splitter ==> a relação L/V é muito alta (muito líquido e pouco vapor) ==> em plantas de gás, com pressões de operação acima de 600 psi (C3 splitter, deetanizadora), temos muito líquido, e regime de escoamento do tipo bubbly ou escoamento de emulsões.

• Entre os dois extremos, fica a torre atmosférica, com um escoamento misto :

vapor

líquido arrastado

VALVE TRAYS SIEVE TRAYS

3”

1”



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Quando ocorrer inundação pelo downcomer : aumente a área sob o downcomer, reduza o diâmetro do orifício e aumente a área ativa, ou então reduza a altura do downcomer. Em torres fracionadoras que operam com elevada pressão, pode ocorrer downcomer chock. Em deetanizadoras, a pressão de operação é próxima da sua pressão crítica, e pode ocorrer

tamponamento do downcomer. Solução : aumente a área do downcomer, utilizando SLOPED DOWNCOMER:

2.3. Arraste por limite do sistema : arraste de gotas de líquido pelo vapor: ocorre geralmente em sistema de alta pressão, mas pode ocorrer em qualquer sistema, principalmente em vasos de topo de atmosféricas e pré-flash. Quando os fornecedores falam que o seu produto possui uma capacidade MAIOR do que o do seu concorrente, devemos tomar muito cuidado, pois geralmente o que ele fala é verdade, PARA UM DETERMINADO PONTO !!! Em outros pontos (diferentes condições de L/V, ou seja, diferentes

razões de refluxo), pode ser que a sua capacidade seja até MENOR do que a do concorrente, como podemos ver na figura a seguir:

V

L

flooding

spray bubblymixed



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flood B

flood C

flood A

V

L

Vemos que os 3 tipos de internosA, B e C, apresentam diferenteslimits de flooding, sendo uma de maior capacidade que a outra,dependendo do ponto de operação!

Evidentemente, o fornecedor só apresenta o dado mais vantajosopara o seu produto.

Portanto, quando o fornecedor diz que o produto dele possui 30 % a mais de capacidade que o prato valvulado convencional, depende do L/V. Só que ele nunca informa esta limitação ... Arraste ( entrainment ) – depende da velocidade na linha de transferência e da

distribuição das chaminés e do bocal de carga. Boa distribuição : arraste = 0,5% volume Má distribuição : arraste = 5,0% volume Velocidade na linha de transferência ≈ 0,86 Mach ( ok segundo Kister ) ∆T na linha de transferência ≈ 20°C está OK. 2.4. Eficiência Pratos Normais:

Áreas Mortas

Eficiência = 70 %Há um gradiente de concentraçãodo componente i no líquido, devido à má mistura

Há um gradiente de transf. de massaentre as fases líquida e vapor

Pratos de “alta Eficiência”



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Eficiência = 70 %

Há uma boa mistura do líquido,portanto não há gradiente de concentração do componente i

Há um único coeficiente detransferência de massa ao longo do prato

Nos pratos de alta eficiência, não há zonas mortas, e portanto a mistura do líquido no prato é melhor. Contudo, a eficiência global do estágio teórico cai, pois não teremos um gradiente de concentração da fase líquida ao longo do prato, que levaria a eficiências maiores. Como os pratos de alta eficiência possuem maior área de válvulas, acaba compensado a perda de eficiência. Em colunas que fracionam isobutenos e isopentenos, a eficiência de pratos convencionais pode ser superior a 100 %, devido à não mistura nos pratos. Figura 1 Figura 2 Fig.1 : O vap A é mais leve que o vap B. O vapor B está em equilíbrio com o líquido que desce do prato. O líquido que chega ao prato tem menos leves que o líquido que sai do prato. Logo eficiência > 1,0 !!!! Fig. 2: O vap A e o B estão em equilíbrio com o líquido que desce. Logo eficiência = 1. O efeito de não idealidade depende do comprimento do prato, o

Líquido para o prato abaixo

vap.A

vap.B

Vapor do prato abaixo

Líquido para o prato abaixo

vap.A

vap.B

Vapor do prato abaixo



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que não ocorre com os pratos de alta eficiência. Logo, pratos de alta eficiência são menos eficientes. Em torres atmosféricas de refinarias, a velocidade em válvulas e furos é de 7 a 10 pés por segundo. Como é muito rápido, o tempo de contacto entre as fases líquida e vapor é muito pequeno. Deste modo, a não idealidade (mistura deficiente no prato) é desejada, para melhorar a eficiência global da torre. Não utilize pratos de alta eficiência !!! Os métodos para cálculo de eficiência de pratos, existentes nos simuladores de processo, NÃO são bons, SÃO PÉSSIMOS. Levam a temperaturas erradas nos pratos. Mesmo os métodos da F.R.I. não são bons. Utilizar estágios ideais na simulação. Os modelos NON-EQUILIBRIUM não são bons !!! Quando os modelos de equilíbrio são utilizados, nós conseguimos determinar o número de estágios teóricos e, pelo HETP, a altura do leito. Com isso, podemos determinar onde está ocorrendo o problema. Com os modelos de não-equilibrio, você não sabe o que está ocorrendo !! Exceção : em absorvedoras de aminas, temos cerca de 3 estágios teóricos==> os modelos de equilíbrio não dão bons resultados. O uso de modelos non-equilibrium está se tornando interessante para estas aplicações. Também na simulação de unidades de MTBE, regeneradoras de aminas e destilação reativa, os modelos de não-equilíbrio são interessantes. Os modelos de não-equilíbrio consideram que temos uma interface L/V, onde ocorre a transferência de massa e energia entre as fases, com um coeficiente de difusividade que depende de parâmetros do recheio, propriedades físico-químicas, etc. Esta modelagem fica “escondida” dentro da simulação, e o engenheiro não tem condições de averiguar o desempenho da simulação. Os pacotes de águas ácidas e aminas dos simuladores existentes são termodinâmicos, ou seja, de equilíbrio. ONDE OBTER A EFICIENCIA ? • Dos dados experimentais • Métodos rápidos : ver Referência 1, página 377. O Gráfico de O’Connel é o

melhor método que existe. EXEMPLO 1: Fracionamento Nafta/Querosene --> volatilidade relativa baixa, viscosidade baixa, logo a eficiência é alta.



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Retificadora de águas ácidas --> volatilidade relativa alta, viscosidade alta, logo a eficiência é baixa. Observar que não é interessante trocar pratos por recheios em torres com produtos muito leves: a eficiência dos pratos é próximo a 100 %, e do recheio é menor !!! Pode se chegar a casos em que, para o mesmo número de estágios teóricos, a altura de torres com recheios fique maior do que com pratos. O’Connel não levou em conta a geometria do prato. Portanto, são necessárias pequenas correções, como as que aparecem nas páginas 389 a 394 da Referência 1. Ver a tabela a seguir: FATOR MUDANÇA EFICIÊNCIA Path Lenght 1 pass --> 2 pass 5 - 15 % de decréscimo % hole area 8 % --> 14 % 5 - 15 % de decréscimo weir height 1,5” --> 3” 0 - 5 % de aumento. Só faz maiores

diferenças se houver também reação, onde o tempo de residência influi na eficiência

hole area 0,25”--> 0,50” 0 - 5 % de aumento ou redução. Ainda não há dados conclusivos sobre este efeito

Load’s, Reflux ~ 0 % . A eficiência não depende do loading α , µL dividido por 2 -

aumento de pressão

~ 5 % de aumento na eficiência

Tensão Superficial

Não há dados conclusivos

Correlação para a redução de eficiência devido ao aumento do número de passes em pratos:

Quando se tem uma coluna com um passe de pratos, e se aumenta para 2 passes, normalmente se perde 10 % em eficiência. Eventualmente, pode ser necessário aumentar o número de passes devido à necessidade de se aumentar a capacidade.

Neste caso, ficar atento para a redução na eficiência. A eficiência dos pratos NÃO depende do % de inundação, ou seja, aumentando o refluxo, você NÃO afeta a eficiência, ou seja, não altera o número de estágios teóricos. Quando se tem mais de um passe de líquido no prato a distribuição do líquido é muito importante. Por exemplo, Kister apresentou um caso em que no prato de

% da Eficiência

flow path lenght, in

60

70

80



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carga de uma deetanizadora ocorria arraste de pesados ( mais de 8% de iso-penteno ) para o topo causado pela má distribuição de líquido. A solução foi instalar chaminés e redistribuidor de líquido. EXEMPLO 2 : • Para a seção de fracionamento entre Nafta Pesada e Querosene:

• µmédio ~ 0,2 cP • α ~ 2 • α.µ ~0,4 ---> eficiência +- 63 %

• Nas torres atmosféricas da Petrobrás--> diam = 7,0 m espaçamento entre pratos = 30” 2 passes por pratos LFP ~ 3,0 metros Logo a eficiência é em torno de 63 + 10 % = 70 % 10 % --> correção % da eficiência. OBSERVAÇÃO : Se você tiver, na simulação, uma eficiência muito alta, deve investigar: A eficiência medida é 100 % e o projeto é de 60 %: Nestágios(eficiência)

Refluxo

100 %

60 %

medido

projeto

=> estamos numa região de alta eficiência, e muito sensívela balanços térmicos !!!Qualquer erro de 5 % na carga térmica do reboiller ==> grandevariação no N estágios.Qualquer erro de 5 % na vazão de refluxo (normal) => erro de20 % na eficiência.

Portanto, deve-se fazer uma análise de sensibilidade, variando a vazão de refluxo e reavaliando a eficiência.



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2.5. Formação de espumas A espuma é um problema que não acontece em qualquer torre, apenas em algumas específicas: • Vasos e torres de pré-flash : é um fato ( não se sabe porque ); • “strippers” com vapor, em unidades de asfalto & outros resíduos pesados, e

em unidades de desasfaltação. Não ocorre em plantas de lubrificantes. • absorvedoras e regeneradoras de aminas. Observar que MEA e DEA não

formam espuma; a presença de impurezas, como hidrcarbonetos, corrosão e água é que geram espuma. Quando a DEA é limpa, possui coloração amarela; quando está marron, é porque possui hidrocarbonetos, e gera espuma. A solução é filtrar a DEA com carvão ativado.

• absorvedoras de hidrocarbonetos ( C3- gasolina ) • absorvedora nafta pesada X LCO • “strippers” de água ácida Não formam espuma: retificadoras laterais de torres atmosféricas, e debutanizadora. A formação de espuma em torres com recheio ocorre da mesma forma que em torres com pratos. A altura de espuma em torres de pré-flash depende principalmente da vazão de líquido. Portanto, aumento de pressão ou redução de temperatura aumentam a vazão de líquido e consequentemente a altura de espuma. O fator determinante para formação de espuma é a relação GPM/ft2 na torre. Esse fator provém de similaridade com o diâmetro crítico de bolhas. Para vertedores de torres, limita-se a vazão específica a, no máximo ul <= 30 GPM/ft2. Referência: Barber & Wijn, I.Chem.E. Symp. Ser.56, p.3.1 – 3.15, 1979 2.6. Pratos X Recheios Referência : Referência 2, páginas 517 a 521 2.6.1. Aplicações Típicas dos Recheios Os recheios apresentam menor perda de carga e menor retenção de líquido. Em virtude da menor perda de carga dos recheios estes são vantajosos em aplicações aonde é econômico minimizar o ∆P, como colunas cujo produto de topo é comprimido. 1/3 ∆P prato ==> ∆P randomico 1/6 ∆P prato ===> ∆P estruturado => não tem nível de líquido => maior área de passagem de vapor



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A área aberta de um prato é tipicamente 5 a 10% da seção transversal, o que corresponde a um orifício de restrição com uma razão de 10 a 20 para 1. Além disto a altura de líquido em cada prato é de 1 a 2 polegadas em média. A perda de carga é da ordem de 0,15 psi por estágio. Por outro lado, a área aberta em uma torre recheada é normalmente maior do que 50% o que leva a valores de perda de carga típica de 0,04 psi por estágio teórico para os recheios randômicos e metade deste valor para os recheios estruturados. • Torre de vácuo

Para a mesma pressão de topo e mesmo número de estágios teóricos a menor pressão resultante na zona de alimentação da torre significa menor degradação de produto, mais capacidade e menor consumo de energia.

• Torres com compressão do produto de topo

Menor ∆P acarreta menor potência requerida para o compressor : redução de investimento e de energia.

• Revamps

A redução da perda de carga em revamps pode ser traduzida em : ganho de capacidade e/ou ganho de energia e/ou melhoria de separação.

• Torres de pequeno diametro ( φ < 3 ft )

Em geral recheios oferecem uma solução mais barata em função da dificuldade de acesso para manutenção dos pratos.

• Sistemas Corrosivos

Embora pratos sejam fabricados em materiais não metálicos, as opções em recheios são mais variadas e mais baratas ( plástico e cerâmica principalmente).

• Destilação em batelada

Por causa da menor retenção de líquido a recuperação de produto é maior no caso de recheios.

• Sistemas corrosivos e/ou instáveis

A menor retenção de líquido reduz os problemas de polimerização e corrosão

2.6.2. Aplicações Típicas dos Pratos



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Referência : Referência 1, páginas 519 a 521 • Presença de Sólidos ( os pratos são menos suscetiveis à fouling)

Os pratos acumulam menos sólidos ( maior velocidade nos orifícios ) e a limpeza é mais fácil.

• Altas taxas de líquido

A utilização de múltiplas passagens faz com que a carga de líquido seja menor em cada parte do prato. É normalmente mais econômico trabalhar com altas taxas de líquido com pratos do que com recheios.

• Baixas taxas de líquido

Podem ser utilizados "bubble caps" , "splash baffles", "picket-fence weirs" (figura abaixo)

• Flexibilidade (Turndown )

Os pratos valvulados ou com borbulhadores normalmente tem maior "turndown" que os recheios. A menos que distribuidores caros sejam utilizados, a torre com recheios é normalmente limitada pela flexibilidade de operação dos distribuidores. Para recheios randômicos dewetting também pode limitar o "turndown".

• Torres Complexas

Múltiplas alimentações, múltiplos trocadores de calor laterais e retiradas são mais facilmente incorporados a torres com pratos. Em torres com recheios cada complexidade adicional requer coletores e/ou distribuidores de líquido adicionais.

• Torres com grande diâmetro

Os recheios são propensos a graves problemas de má distribuição em colunas com grande diâmetro. Estes problemas são mais amenos em torres com pratos.

• Previsão do Desempenho

Em geral a incerteza na previsão do desempenho em torres recheadas leva a superdimensionamento.

• Menor peso

Em geral as torres com pratos pesam menos do que as recheadas o que leva à economia em fundações, suportes e material para o casco da coluna.



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picked-fence weir

splash baffle

Referência 2, página 172 EXEMPLO 1: Torre de ciclohexano/ ciclohexanol SIEVE TRAYS STRUCTURED PACK. DP (mmHg) 195 40 Pressão (mmHg) TOP 45 45 BOTTOM 240 85 ∝ volatilidade relativa - aumenta (P menor) Logo, reflux ratio menor 4,5 < 3,2 Energy save (*) Feed (lb/h) 38000 56000 (*)Temperatura(°F) TOP 162 162 BOTTOM 252 214 (*) Isso ocorre porque estamos trabalhando com vácuo. Com pressões acima da atmosférica, não há grandes ganhos. O grande indicativo para se ver se há potencial de ganho ===> quanto maior a redução na relação ∆P/Ptopo, maior é o ganho. Exceção: Pratos para torres a vácuo de óleos lubrificantes, devido a baixa vazão de liquidos e pressões maiores de operação. 2.6.3. Comparação entre pratos e recheios • Ref: Kister, H. Z. & alli, How do Trays and Packings Stack Up? Chemical

Engineering Progress, fev/1994, pags.23-32. Notas sobre este artigo:



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Grande problema : vendedores comparam resultados dos recheios de FRI contra dados de correlação dos pratos.

Neste artigo, todos os dados foram obtidos experimentalmente pela FRI e pelo FAIR.

Recheio estruturado apresenta melhor capacidade que recheio randômico e pratos para baixas vazões de líquido. Para altas vazões, é melhor utilizar pratos.

Em sistemas com pressões elevadas (estabilizadoras) ou vazões de líquido elevadas (debutanizadoras), o recheio estruturado possui menor eficiência que o randômico e pratos. • Desengargalamento de aquecedores ===> a utilização de recheio

estruturado reduziu a pressão na zona de flash, e aumentou a eficiência de troca térmica.

• C3 SPLITTER :

• com bomba de calor ==> recheio estruturado reduz a ∆P e aumenta a recuperação de calor do compressor

• convencional ==> pratos geralmente apresentam maior eficiencia que recheio

• Comparação de capacidade

trays

packing

HETP

Flow Quando aumentamos a pressão : - liquido arrasta bolhas de vapor e a eficiencia cai - aumenta a pressão, aumenta a temperatura, a viscosidade e volatilidade

relativa reduzem. Logo, a eficiência também é reduzida. No caso de pratos, o vapor arrastado é por 1 ou 2 pratos No caso de recheios randômicos, o vapor é arrastado por alguns metros do leito, e portanto perde menos eficiencia que o prato.



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No caso de recheio estruturado, o vapor só retorna após um comprimento maior, afeta mais a eficiência ==> perde mais eficiência. Nota: O recheio estruturado opera muito bem em absorvedora de gás natural e glicol @ 700 psi. Porém, esta coluna opera com vazão muito baixa de glicol, logo com eficiência maior. Outros sistemas que operam com maior vazão e maior pressão, não funcionam. • Fracionadora de UFCC É diferente de torre de vácuo, pois: - vapor é superaquecido - slurry oil --> nós temos muito líquido nessa região. Portanto, nos não temos

leitos secos. - Contudo, devido à grande demanda de troca térmica, podemos ter pontos

secos localizados no leito e coqueamento. • Perda de bombas de circulação : coqueamento dos baffle trays, grid e

disk/donuts. - stalagmites grow on dry vapor - distributions baffles • Wash much more volatible than slurry oil.

Chicanas Kellog Disk and Donuts = discos circulares

Cerca de 40 % a mais de capacidade



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Kister recomenda utilizar as chicanas Kellog, pois existem muito mais dados operacionais disponíveis para este tipo de chicanas no F.R.I. Os baffles trays requerem um espaço entre pratos muito grande (30 a 36 “) e pode limitar a REVAMP da torre. O tipo convencional (ao lado) dá uma capacidade maior, porém apresenta problemas mecânicos na

sua instalação. Tomar muito cuidado com o suporte dos baffles, que podem gerar coque e derrubar as chicanas:

Vapor

Suporte da chicana é perpendicular, evitando a formaçãode zonas secas e evitando também a formação de coque.É uma solução bem mais cara, mas sem problemas de coqueamento.

2.6.4. Baffled trays X Grid Baffles Trays com 30 a 36 “ de espaçamento entre pratos -> GRID não consegue competir em capacidade GRIDs podem dar melhor troca térmica, mas desde que se tenha uma boa distribuição do vapor. Deste modo, se você não tem boa distribuição de vapor, nunca utilize GRID. Em UFCC nunca se tem boa distribuição de vapor, e usualmente podem ocorrer pontos secos e formação de coque. Deve-se ter boa distribuição de líquido sobre a seção de lavagem, não importa qual !!! Pode ser spray, tubos perfurados, etc.. Basta que não gere pontos sêcos.

Os suportes da chicana fomam zonas mortasonde ocorre o depósito de coque que derruba o prato.O coque se forma porque há área secas.

Vapor



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3. RECHEIOS 3.1. Histórico • Início do século => anéis de raschig / sela • BSF Company - 1960 → Pall Ring → Grande área de passagem de vapor • NORTON → Anéis Sela com furos e rasgos - 1960 → Devido à sua

conformação, grande área molhada com pequeno diâmetro. • A partir de 1960 → Muitas mudanças, mas com pouco ganho em eficiência.

É por isso que ainda se usa Pall Ring e Selas. Todas são variações destes dois. GLITSCH => segue mais a configuração PALL RING. NORTON => segue mais a configuração SELA KOCH => mistura dos dois.

• 1970 → Recheios Estruturados 3.2. Capacidade Referência: Referência 1, página 494, figura 8.19

V

L

CsVapor

Líquido

∆P leito/ft leito

PRATOS LÍQUIDO Basicamente, o gráfico de capacidade é igual para pratos e recheios. Na ordenada temos vazão de vapor (prato) e Cs x Fp0,5 x µ0,05, onde Fp = depende do tipo de recheio e µ = correção de viscosidade.

Na abscissa, temos GPM/in no prato; no recheio, uma relação L/V dá a dinâmica de líquido/vapor. Fp = Packing Factor, depende do tipo de correlação:



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• Se você usa o método de STRIGLE (1987) => use Fp do STRIGLE (Só tem p/NORTON Packing)

• Se você usou o método da HYPROTECH => use Fp da HYPROTECH • Referência: Referência 1, páginas 638 a 650. Gráfico de ECKERT. É basicamente o mesmo cálculo que o STRIGLE. Ver a Referência 1, figura 8.17 página 480. A diferença está na escala e no parâmetro do gráfico: ECKERT → LOG/LOG STRIGLE → MONO/LOG → ORDENADA: G2 .F.ϕ.µ0,2/ρg .ρc .gc ≅ Cs .Fp0,5

.µ0,05 ECKERT → ∆P e Flooding curve STRIGLE → ∆P somente (*) (*) STRIGLE removeu a curva do Flooding porque está errado! ECKERT assume que o leito inunda a 2,0 inH2O de ∆P. Na realidade,

depende do tipo de RECHEIO!! ∆P FLOOD = 0,115 Fp0,70 Fp de STRIGLE, tabela 10.1 da Referência 1.

Portanto HYSYS e SIMSCI usam o gráfico de ECKERT, e dão valores errados de % Flood (menos conservativos).

Referência.: Kister, H. Z. - Troubleshoot Distillation Simulations - Chemical Engineering Progress, jun/1995 - pags. 63 a 75. 3.3. Eficiência Referência : Referência 1, página 526 Fatores que afetam a eficiência (HETP) de recheios: • Eficiência não depende das vazões de L e V, propriedades físicas e

química. • Somente depende da geometria do leito (tipo, tamanho) e distribuição • Os métodos de cálculo de eficiência de simuladores de processo não

funcionam. • Os métodos da F.R.I também não funcionam. • Usar: (ver páginas 532 a 537 da Referência 1). HETP (in) = 1100/ ap Metal Randomic Packing σ < 25 dina/cm =1200/ ap + 4 Structured Packing Y corrugated (ver figura a seguir, diferença entre X e Y) ap = área do leito(ft2)/volume(ft3)



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OBSERVAÇÃO : Não há grande diferença entre randômico e estruturado quanto à eficiência.

Use para recheios randômicos grandes e de 1"modernos: HETP acima x 2 ( p/ água σ = 70 ) HETP acima x 1,5 ( p/ amina e glicol σ = 40 ) O método de Fair é o melhor método teórico do mundo, mas ainda assim é ruim. O método acima ainda é melhor.

45 o

30 o

Y corrugated structured packing:

X corrugated structured packing:

Possuem alta eficiência

Possuem alta capacidade.Devido ao menor ângulo,o escoamento do líquidoé mais fácil.

• KISTER recomenda utilizar Y • Não há bons dados para avaliar o X Como não há dados para X, KISTER recomenda multiplicar o valor encontrado por 1,2 ~ 1,5. Utilize 1,35.

Para projeto, com fatores de segurança

Devido a tensão superficial afetar a molhabilidade



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EXEMPLO 1: Problema de QAV na torre atmosférica na REPLAN

Rec. Número de estágios

MEASURED

RULES SULZER

2 X 3 estágios teóricos

2,5 2,7 3,4

250X 2Y

4 estágios teóricos

2 ~ 2,5

1,62+1,66 = 3,30

5,0 (problema)

250Y ~ 4 3,3 4,0 Cálculo do HETP ===> • 2X => 200 ft2 / ft3 ===> HETP = 23,7 in x 1,35 ( safety factor for X) • 250X => 250 x 0,3048 ==> HETP = 1200/ap + 4 ===> HETP = 19,8 in No 1° Leito, 2,2 m de 2X equivale a 2,7 estágios teóricos No 2° Leito, 1,1 m de 250X equivale a 1,62 estágios teóricos No 2° Leito, 1,0 m de 2X equivale a 1,66 estágios teóricos No 3° Leito, 1,68 m de 250X equivale a 3,3 estágios teóricos Verificamos que há problemas em todos os leitos, devido a cálculos otimistas da SULZER, porém no 2° leito, a diferença é tão grande que pode haver algum outro problema como a má distribuição. KISTER recomenda usar recheios de 1” e maiores, nunca menor que 1”. Para 1” ===> ∅min torre = 8” OBSERVAÇÕES: - No livro do STRIGLES há um método razoável para projetar strippers

(Strigle, R.F. – “Packed Tower Design and Applications”, 2nd Ed., Gulf Publishing, Houston, Texas, 1994).

- Strippers tem baixa eficiência! 3.4. Inundação Referência 2, páginas 383 e 384.

2,2 m

1,1 m

1,0 m

1,68 m



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Como descrito na referência acima, os engenheiros da Union Carbide fizeram medições de ∆P ao longo da torre e aumentaram a vazão para obter o flooding. Observaram que o flooding começa pelo fundo. KISTER aconselha utilizar 2 pressure gauge para ter certeza da medição, com as seguintes precauções: • Tomar cuidado com o liquido. • Melhor lugar para instalar os PI é no vent nas linhas de retorno de vapor ou

de injeção de vapor de retificação( neste caso reduzir vazão de vapor). • Esse arranjo é bom para maior pressão (atmosférica, estabilizadora, C3/C4

Splitter column). É bom também instalar dPI: para atmosféricas é necessário verificar com frequência os valores medidos.

Esta é uma configuração boa para sistemas com alta pressão, mas não para torres atmosféricas, pois pode ocorrer a condensação de líquido e selar o medidor.

1

2Retification Section ∆P

Overhead flowrate (R+D)

gasóleo escurece após o flooding point porquesomente neste ponto perdemos o fracionamento

flooding point => ponto garantido pelo vendedor comolimite do sistema. A partir daqui, podemos ter problemasou não.

dP

dP

dP

dP

PI PI



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Em torres de vácuo, nada opera bem, somente com manômetro de vácuo, com coluna de mercúrio. Não use um manômetro de água. dPCell não opera bem em torres de vácuo devido ao coqueamento, condensação e vaporização das amostras. Nunca confie em dPCell eletrônicos em serviços com vácuo !!! Use manometro de mercúrio com uma das extremidades fechadas. Não use medições relativas a pressão atmosférica, porque variações nas condições atmosféricas afetam as medições. Na região de “Zona de Flash” pode ser dificil de medir a pressão, devido ao efeito da carga de vapor. Checar se na seção acima também temos variação (flutuação) na pressão, pode ser problema de arraste de liquido pelo vapor (como um ciclone), e pode acarretar em flooding. Com DpCell é difícil identificar o flooding em torres de alta pressão através do ∆P na seção de topo, porque o ∆P não aumenta muito. Infelizmente as torres a alta pressão costumam dar flooding pelo topo. As torres fracionadoras a alta pressão geralmente tem controle de temperatura, e nesse caso, temos um comportamento como abaixo: ∆P

tempo

∆ ~ 0,5 psi

começa o flooding: a malha de controle de temperatura atua, reduzindo o reboiler e reduzindo a vazão de vapor, reduzindoo flooding.

Em sistemas com fouling e formação de sais, a medição de ∆P pode ser útil identificar o ponto de entupimento. No inicio, com a torre limpa, temos a curva de referência de ∆P:



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∆P

tempo

Referência

∆P

tempo

Referência

∆P

tempo

Referência

∆P

tempo

Referência

(1)

(2)

(3)

(4)

(1) Caso de referência, com o sistema limpo (2) Neste caso, o ∆P no prato manteve-se igual à referência, somente entrou em flooding antes => flooding por downcomer, e possivelmente o downcomer está com fouling. (3) Neste caso, o ∆P no prato aumenta mesmo a baixas vazões => fouling no prato. (4) Neste caso, como ∆P < referência => houve corrosão no prato. Este método também funciona para packing. Referência : KISTER, H.Z. & alli – Ïmprove Vacuum-tower performance”- Chemical Engineering Progress, September 1996, pg. 36 – 44. 3.5. Recheios estruturados - cuidados Referência 2, página 459. Tomar cuidado no uso de recheios estruturados com: • Altas taxas de líquido • Sistemas com água • Sensibilidade à operação com sólidos • Material de construção (torre atmosférica c/ recheio estruturado de monel,

corroeu em 1 ano, pois a espessura do recheio << espessura prato) • Tempo de contato do vapor com o líquido • Inspeção • Sensibilidade à má distribuição



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• Instalação • 316L e 317L ==> melhor para torre a vácuo com acidez naftênica, mas

Molibdênio resiste melhor. • Outro grande problema de recheios estruturados é que não dá para lavar o

leito antes de parar a unidade, pode ocorrer combustão espontânea. Há unidades que instalaram um distribuidor especial só para lavar o leito em paradas. Na Petrobrás, estão sendo instalados termopares para monitorar a parada das unidades. Algumas refinarias européias usam KMnO4 para oxidar S e lavar antes da parada.

Ver a Referência 2, página 383.



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4. LEITOS DE LAVAGEM 4.1. Vazões no leito de lavagem Worthless wash = vazamento Reciclo de GOP Localizado na chaminé devido à condensação do vapor na superfície das chaminés, provoca- 640 ºF do pela diferença de temperaturas entre o vapor e o líquido (cerca de 100 º C). Esta condensação é lo- vapor calizada, e deve ser minimizada. 740 ºF 1 ft sobrevaporizado qual a vazão de ponto de menor quanti- óleo de lavagem? dade de líquido, deve (*) se ter pelo menos 0,2 GPM/ft2. No último 1 ft do leito, arraste acúmulo de líquido devido ao arraste geralmente há arraste que garante leito úmido, não coqueia. vazão medida e controlada de sobrevaporizado é igual ao sobrevap. + o arraste (*) na seção de leito de lavagem, usualmente se tem de 1 a 1,5 estágios teóricos, que vaporizam até 80 % do líquido. Se desejamos uma vazão de 0,2 GPM/ft2 no fundo, necessitamos alimentar 0,8 GPM/ft2 nesta região. Se sua região de óleo de lavagem tiver 1,5 estágios teóricos, será necessário mais líquido para garantir a vazão de 0,2 GPM/ft2 no fundo. Isso pode reduzir a capacidade da torre. Devemos ter uma vazão mínima no leito de lavagem para garantir a molhabilidade deste leito evitando o coqueamento. Vazões elevadas nesta região significam perda de gasóleo bom para gasóleo residual e reduzimos a capacidade do leito. A vazão de líquido na zona de lavagem deve ser de 0,2 GPM /ft2 de sobrevaporizado verdadeiro, onde : • sobrevaporizado verdadeiro = sobrevaporizado medido – arraste -

“worthless wash” • “worthless wash” = condensação + vazamento ( de gasoleo pelas chaminés

) • arraste é calculado por balanço de metais no RV, GOR e GOP. O teor de

metais do GOP é de aproximadamente 1/7 do teor no RV, assim por balanço podemos ter o arraste.

• A condensação deve ser minimizada, pois representa cerca de 20% do gasóleo ( podemos isolar esta panela ??? )



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• Só há um modo de eliminar o vazamento das chaminés: selando o prato e testando com água.

• Não se deve utilizar uma vazão de lavagem muito superior a 0,2 GPM/ft2 porque teremos a degradação de gasóleo para gasóleo residual, além de ocorrer uma redução na capacidade do leito.

4.2. Altura da zona de lavagem: • Qual deve ser a altura ou eficiência de um leito de lavagem ? – Quanto mais

eficiente (maior o leito), maior é a eficiência e maior a vaporização, portanto teremos uma maior vazão de vapor no leito. A altura deve ser a menor possível, desde que garanta a remoção de metais dos gasóleos.

EXEMPLO 1: Consideremos que a produção de gasóleo leve + pesado = 400. A vazão total a ser vaporizada será VMAX = LVGO + HVGO + W, onde W = vazão de lavagem do leito de GOR. Caso 1 : torre com 25 ft de diâmetro e leito de lavagem tipo grade de 3 ft: 50% de vaporização, vazão vaporizada = 85. Logo, vazão total a ser vaporizada na zona de flash = 485. A vazão de lavagem do leito será de 0,4 GPM/ft.

Caso 2 : torre com 25 ft de diâmetro e leito de lavagem tipo grade de 8 ft: 88 % de vaporização, vazão vaporizada = 340. Vazão total a ser vaporizada na zona de flash = 740. A vazão de lavagem do leito será de 1,6 GPM/ft. Se usarmos mais estágios na zona de lavagem, teremos maior vaporização, e portanto requer mais líquido. No primeiro caso, requeremos 485 m3/h, e no segundo, com leito mais eficiente, 740 m3/h. No segundo caso, teremos menor capacidade para futuros REVAMPs. EXEMPLO 2: Numa torre a vácuo, o projeto original instalou pratos do tipo grade de 2,5 ft na zona de lavagem, em 1979. Foi observada a ocorrência crônica de coqueamento. A partir de então, a perda de pressão nesta zona ficou em 18 mmHg (4 in H2O/ft grade), muito elevada. O rendimento de gasóleos caiu, e houve um escurecimento deste produto. O teor de metais (Ni + Va) ultrapassou 10 ppm no leito de lavagem. Após a realização de teste de aumento da vazão de lavagem do leito: não houve degradação da cor de gasóleo, não houve redução no rendimento de gasóleo e nem aumento do rendimento de resíduo. O vapor passou a deixar o leito de lavagem 13 oF mais frio.



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Isso pode ser explicado porque a vazão de líquido de lavagem está, na nova condição, vaporizando e reduzindo a temperatura do leito. Na condição anterior, toda a corrente de líquido de lavagem estava sendo arrastada pelo leito para a panela de gasóleo. 4.3. Balanço de energia no leito de lavagem Se fizermos um balanço de energia na seção de lavagem, podemos verificar qual é a real vazão de líquido nesta região. Ver o exemplo a seguir: Balanço de energia na zona de lavagem (grade coqueada) Vazão de líquido de lavagem = 1.632 b/d Vo = 207.643 lb/h L1 = 21.990 lb/h (óleo de lavagem) T = 702 oF t = 543 oF Ho = 445 BTU/lb h1 = 253 BTU/lb V1 = 185.999 lb/h Lo = x (não conhecido) T = 735 oF t = 702 oF (temp. sobrevaporizado) H1 = 468 BTU/lb ho = 345 BTU/lb Balanço de energia: energia entra = energia sai V1H1 + L1h1 = VoHo + Loho X = (V1H1 + L1h1 – VoHo)/ho X = 608 lb/h Logo, a vazão de líquido saindo do leito de lavagem não é nada ! É praticamente zero, ou seja, a torre estava operando com o leito seco, levando ao seu coqueamento. A vazão que era medida pela retirada de GOR era devido a vazamentos !. Por isso é importante SEMPRE fazer um balanço de energia nesta região, para evitar surpresas desagradáveis. 4.4. Redução de coqueamento em leitos de lavagem Como eliminar o coque de leitos de lavagem ? 1. Monitore o teor de metais no Slop. O teor de metais no sobrevaporizado (Ni

+ V) é em torno de 7 vezes o teor de metais no gasóleo pesado (HVGO). Ajuste a taxa de óleo de lavagem de acordo com este teor.

2. Lavagem on-line : corte a retirada de gasóleo leve (LVGO). Reduza a retirada de gasóleo pesado. Reduza a temperatura de saída dos fornos de vácuo em mais ou menos 30 oF. Opere nesta condição por cerca de 20



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minutos. Repita 3 vezes, até que não seja mais detectado coque na zona de lavagem.

3. Checar a temperatura de saída do forno com a temperatura de zona de flash

4. Acionar o sistema de óleo de lavagem assim que partir a unidade de vácuo, mesmo que esteja fria.

5. Meça diretamente o arraste antes da parada da unidade. Quais os procedimentos a adotar para evitar o coqueamento de leitos de lavagem ? 1. Não use óleo de lavagem subresfriado, porque o subresfriamento do líquido

associado a uma variação na sua vazão pode levar ao entupimento dos bicos do spray e coquamento do leito.

2. Um bom arranjo é direcionar diretamente da descarga da bomba de gasóleo pesado para os bicos do leito de lavagem. O problema é que isso pode afetar o desempenho dos bicos sprays.

3. Para medir a temperatura na fase vapor, utilizar termopares protegidos por “guarda-chuvas”:

líquido proteção termopar vapor 4. Caso esteja utilizando recheio estruturado na região de leito de

fracionamento entre GOR e GOP, instalar SOMENTE um prato teórico, para evitar vaporização excessiva.

5. Dimensionar a vazão de GOP para o leito de fracionamento GOP/GOR de tal forma que a vazão no final do leito seja de 0,2 GPM/ft2 no mínimo.

6. Na região de troca térmica de GOR, utilize recheios de baixíssima eficiência. Utilize vazões bem superiores a 0,2 GPM/ft2, dependendo somente da vazão de reciclo e retirada de GOR.

7. Monitore radialmente a temperatura, para detectar coqueamento radial. Instale os sensores de temperatura a 1/3 do limite inferior do leito de GOR. Instale sensores também abaixo das chaminés desta seção, para medição da temperatura de vapor.



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5. DISTRIBUIÇÃO DE LÍQUIDO 5.1. Avaliação de distribuidores “Before we do anything about vacuum towers, we must check the spray distributor in any throubleshooting” - Kister Para avaliar distribuidores de líquidos: • Medir a pressão @ montante do distribuidor spray. Descontar a coluna e

obter o ∆P no spray. • Comparar a vazão e o ∆P com o catálogo do vendedor. • Normalmente, os sprays são dimensionados para 16 a 20 psi de ∆P. Se ∆P = 80 psi : alguns bicos estão entupidos Se ∆P = 3 psi : alguns bicos estão comprometidos ou o flange está vazando. • O ideal é medir o ∆P para diferentes vazões. Distribuidores tipo spray são difíceis de projetar, e devem ser projetados de forma a não se ter problemas de má distribuição, pois as consequências serão mais severas.

Só há uma maneira de se assegurar que os bicos funcionam: copiar o projeto de um bico que já funcione. Tome muito cuidado com os vendedores. O subresfriamento do líquido nos distribuidores spray leva à redução do ângulo do spray, de 120 o para 60 o e levando ao coqueamento do leito. Atualmente, está se utilizando bicos de 90 o de abertura, com mais bicos e

menor ângulo de colapso. Se é tão difícil dimensionar distribuidores spray, porque não utilizar distribuidores gravimétricos? ---> Há poucos casos de sucesso na aplicação de distribuidores gravimétricos. Eles são muito mais sensíveis a coqueamento e não dão boa distribuição quanto os sprays.

excesso de líquido ponto seco, com falta de líquido



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Sprays não tem bom turndown (2:1, no máximo). Quando os sprays estão operando com elevada perda de pressão, podem gerar névoa e ocorrer o coqueamento do leito. Se ∆P ~ 40 psi, já é indício de problema. Em UFCC’s, temos uma grande vazão de líquido, e portanto não há maiores problemas de se utilizar distribuidores tipo spray. Na seção de baffles plates, é melhor utilizar um distribuidor tipo pipe. Pode-se utilizar sprays, mas nesse caso, com furos maiores no spray. Em torres a vácuo e unidades de coque : é melhor utilizar sprays. Em torres atmosféricas, pode-se utilizar os distribuidores gravitacionais sem problemas. KISTER prefere: GRID na seção de lavagem em relação ao recheio estruturado, a não ser que seja necessário fracionamento para segurar os metais no resíduo de vácuo. “Random packing is not a good idea for this service”. Em fracionadoras principais de UFCC, KISTER prefere a utilização de segmented baffles. Se a distribuição do vapor for muito bom, pode-se utilizar GRID. NUNCA utilizar structured packing. Na seção de lavagem de torres atmosféricas : prefere a utilização de pratos. Em regiões de baixa vazão de líquido, utilize SEMPRE pratos !!! KISTER afirma que não há motivo para trocar pratos por recheios em torres atmosféricas. O F.R.I.: F.R.I. --> é um órgão não lucrativo. Cerca de 90 sócios pagam 4.000 a 6.000 US$/ano. a receita anual é de US$ 2,5 milhões, para efetuar testes relacionados com internos de torres. O F.R.I. possui uma torre de 4 ft de diâmetro que opera de pressões atmosféricas a 500 psi, e outra de 8 X 4 ft que opera de vácuo total até - 150 psi. Fluídos utilizados nos testes: ciclohexano, n-hexano, isobutano e n-butano. São efetuados testes reais, e os resultados obtidos são pertencentes a todos os sócios (caráter confidencial). 5.2. Efeitos da Distribuição de Líquido Efeitos da má distribuição de líquido em torres (Referência 1, páginas 537 a 541) :



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KISTER afirma que os recheios OPTIFLOW apresentam má distribuição ( 2 exemplos práticos ruins com substituição de MELLAPACK por OPTIFLOW). • Distribuidor de líquido tipo ORIFICE===> Ver Referência 2, página 57. Q α H0,5 ===>

Q H 1 1 2 4 4 16

Por causa disso o distribuidor tipo orifice não tem bom turndown. Além disso, se tivermos um desnivel de 0,5”, temos o seguinte problema: SIDE 1 SIDE 2 H Q H Q 1,5” 1,2” 1” 1” diferença de 20% na vazão de líquido(*) 9,5” 3,08” 9” 3” diferença de somente 2% na vazão de

liquido Portanto, usualmente, utilizar chaminés com cerca de 9” de altura (na vazão normal) pelo menos; para a vazão mínima, prever um nivel minimo no distribuidor, para evitar os problemas descritos acima (*). Critérios: • ≤ 6 pontos de distribuição/ m2 para vazões muito baixas de liquidos. • Kister não gosta de distribuidores com furos < 1/4” pois podem entupir. Prever filtração adequada do liquido.

DIAMETER & HEIGHT

Lateral Mixing f (Dt / dpacking)

L/V Variation- Pinching

Liquid non-uniformity f (distributor, packing, dp, L)

f (system, reflux, purity,feed composition, feed location, thermal state)

Maior vazão requer maior head. Para aumento de 4x na vazão é necessário aumentar 16x a altura de líquido do distribuidor.



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• Kister recomenda testar sempre os distribuidores com água. Mais de 60% dos problemas com colunas são decorrentes de overflow do distribuidor de líquido, devido a: • entupimento do distribuidor • subdimensionamento dos coletores • ondas na superficie do liquido • gradiente de liquido na superficie do liquido EXEMPLO 1 : Consideremos que temos 2 colunas operando em paralelo, exatamente iguais, porém: 1 coluna com 55% de carga de líquido 1 coluna com 45% de carga de líquido Ambas com as mesmas dimensões. Assumindo: Vapor sempre bem distribuido Problemas somente na seção de retificação Especificada pureza de 95% de benzeno no liquido Com 1 coluna somente, nós fazemos o serviço com 5 estágios teóricos. Quando plotamos o gráfico de Mcabe Thiele para as duas colunas, verificamos que necessitaremos de 8 estágios teóricos em cada coluna. Uma com 8 estágios e x = 0,93 (45% líquido) e outra com 8 estágios e x = 0,99 (55%) ===> na média, x = 0,96 porém, com 8 estágios ===> Perdemos 40% de eficiência! Em resumo: a má distribuição do líquido leva a um desbalanço nas vazões de líquido, e a torre com menor vazão pode se aproximar do PINCH:

Verificamos que, no caso das 2 torres, temos, para o mesmo estágio teórico (n=3), x=0,45 numa torres e x=0,70 na outra ! Para evitar ou minimizar este efeito=> alterar a temperatura do prato ou misturar os dois líquidos. Evidentemente, esta é a função do REDISTRIBUIDOR de

0,450,70

45 %55 %

Ver figura 9.2. do Manual de Projeto, página 540.



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líquido nos pratos recheados. O critério para se ter redistribuidores de líquidos é o seguinte: H <= 7 metros ou 20 ft n < 10 estágios teóricos EXEMPLO 2 : Há alguns fornecedores que mostram recheios estruturados que dão boa redistribuição de liquido. Contudo, estes recheios dão boa distribuição de vazão de liquido, mas não “consertam” a concentração do liquido e continuamos a ter problema de PINCH. EXEMPLO 3 : Referência 1, página 544, figura 9.4. Esta figura mostra a vazão de liquido que passa pela parede da coluna, devido à má distribuição.

7,0 m

14,0 m

A B A coluna B possui eficiência << A, devido à má distribuição. Se colocarmos distribuidores de liquidos, perdemos apenas 1m para o distribuidos. 1m de distribuidor é bem melhor que 1m de recheio!!!

Mesmas colunas com a mesma Carga.



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KISTER afirma que o redistribuidor de liquido só é bom para torres de até 20 ft de diâmetro. Acima deste diametro não recomenda. Na REDUC (Propeno), a volatilidade relativa é baixa, e necessitamos de redistribuidores a menores alturas de leito, devido ao PINCH.

EXEMPLO 4: Tratamento Cáustico da COPENE (Olefinas) Única do mundo com Packing, e que opera bem:

água

águavapor

água

vapor

NaOH Tratamento Cáustico

Recuperação da Soda

5.3. Tipos de distribuidores de líquidos:

7 m

2 m



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Feed Liquiddowncomer box

feed 50 mm

50 mm

dá problema de escoamento do líquido do prato : shock downcomer

Multipass Feed Distributor => segue Francis weir Formula:

how = 0,48 * (Q/Lw) ^ 0,67tubos

2 coletores com furos no fundo

cria um gradiente de líquido nos coletores,que podem levar ao transbordamento dos coletores

feed O que fazer ? extender os tubos ao longo das caixas dos coletores com tubos furados para evitar o gradiente:

caixa de coletores

tubos furados



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6. BOCAIS DE CARGA 6.1. Recomendações de velocidade • Um estudo de Ellingsen mostrou que, num levantamento de 17 torres

operadas por pessoas experientes, mais de 50 % de ocorrências anormais foi devido a nível alto de líquido no fundo. Esta é a maior causa de problemas em torres de indústrias químicas. Quando estamos operando com nível elevado no fundo da torre, recomenda-se:

• Não injetar vapor quando o nível estiver acima do HLL (nível alto) • Drenar o fundo até que o nível fique abaixo do HLL, e só então voltar

a injetar vapor • Alimentações parcialmente vaporizadas → Velocidade 60 a 100 ft/s →

precisa tomar cuidado com problemas nos pratos. • Prever seções mais robustas (reforços em vigas e sustentações) • Aumente o espaçamento entre pratos • Evite o escoamento em regime slug • A perda de carga no bocal de carga (“head”) deve ser menor que a perda de carga de um prato.

• Alimentação de líquido: velocidade no bocal < 3 ft/s (conservativo ⇒ até 6

ft/s OK) • Recheios: Ver referência 2, páginas 79 a82. 6.2. Recomendações de arranjo de bocais • Refluxo subresfriado com possibilidade de condensação de componente

corrosivo (água, por exemplo): Ver Referência 2, páginas 29 e 84. • Retorno de refervedores:

• Se o bocal de retorno do refervedor ficar abaixo do nível de líquido da torre: • Se a camada de líquido for pequena, teremos má distribuição de vapor,

com ocorrência provável de arraste e inundação do leito. • Se a camada de líquido for grande, teremos a formação de bolsões de

vapor, com possíveis danos estruturais. • Evite problemas de danos devido a alto nível de líquido, através de:

Instrumentos : prever a facilidade de monitoramento de nível Prever redundância na leitura de nível Ter bom controle de nível Monitorar a perda de pressão dos dez últimos pratos

Injeção de vapor: corte automático de vazão (SD p/ vapor) drenar linha de vapor antes de alinhar



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Colunas - Bom dimensionamento do Sump

Prever resistência mecânica adicional nos últimos 25 % dos pratos de fundo da torre Normalmente, os pratos resistem a ± 0,2 psi de perda de pressão. Trocar para aquelas que resistam a 1 psi Grande problema de side strippers → Diâmetro pequeno ligado a uma torre de maior diâmetro. Qualquer variação → inunda o side stripper e pode derrubar seus pratos.

• NUNCA deve haver líquido da zona de flash sendo direcionado para baixo!!!

(ver exemplos na Referência 2, página 85)

Liquid Liquid

leva ao escurecimento da nafta 6.3. Problemas referentes a bocais : • Problemas decorrentes da presença de água na carga: Ver Referência 2, páginas 347 a 350.



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P = 14,7 psia

H2OH2O

A vaporização de 1 copo de café de H20 = 12 ft3 de água a 1 atm ⇒ 200 ft3 de vapor a 50 mmHg abs ⇒ equivale ao volume de 65 ft de altura de uma torre de 2 ft de diâmetro. EXEMPLO 1 : Ver Referência 2, página 348. Apresenta os danos em pratos de uma unidade de coque, decorrentes da presença de água na carga!!! Recheio estruturado suporta mais a expansão brusca do que o recheio randômico. Danos em pratos valvulados / perfurados: → ver Referência 2, página 287.

ar ou nitrogênio

ar ou nitrogênio

PRATOS PERFURADOSNão apresentam grande perdade carga na passagem de ar ou nitrogênio, em qualquer sentido

PRATOS VALVULADOSAs válvulas fecham e o ar ou nitrogênio dão grande perda de carga e podem danificar ospratos. Por isso pressurizar atorre de baixo para cima !!!!



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O mesmo problema ocorre se houver FLUXO REVERSO do VAPOR, como em absorvedoras de UFCC. Neste caso, utilizar a configuração abaixo: EXEMPLO 2: Coluna de Fracionamento Benzeno/Estireno

Reflux

feed

Reboiller

# 100

# 60

# 1

Na partida da unidade, estava com a suametade inferior cheio de líquido.Quando o vapor de retorno do reboiler foialinhado --> derrubou os 100 pratos.

vent

Hidroc.

água

LC



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EXEMPLO 3: Este exemplo mostra o comportamento das principais variáveis de uma coluna que foi danificada devido ao atolamento do seu nível de fundo. O fenômeno começou quando o nível de fundo da torre atingiu 100 %, devido à queda de sua bomba de fundo.A perda de carga na coluna aumentou neste instante porque os mesmos ficaram cheios de líquido:

Quando a bomba de fundo foi recolocada, o nível de fundo começou a cair; do mesmo modo, a perda de pressão ao longo da coluna também caiu, e de forma brusca: os pratos inundados foram derrubados quando a bomba drenou o líquido no fundo. O controle avançado atuou, aumentando o refluxo de topo, a fim de manter a especificação do produto de topo.



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Finalmente, o nível de líquido se estabilizou, porém a vazão de fundo começou a cair continuamente, ao passo que a perda de pressão aumentou bruscamente, indicando que, com o aumento da vazão de refluxo, os pratos restantes passaram para uma condição hidráulica de inundação (flooding).



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7. BOCAIS DE SAÍDA DE LÍQUIDO Referência 2, páginas 89 e 90. Cuidados a tomar nos bocais de saída de líquido: • Evitar a presença do vapor no líquido • Prever o vapor no dimensionamento do bocal • É preciso levar sempre em conta o vapor que é absorvido no líquido • ½ min, 1 min = Tempo de residência para que o vapor saia do líquido. • Se o diâmetro do bocal é pequeno - ∆P elevado e o líquido sofre flash. • Se diâmetro bocal pequeno ou o head é insuficiente ⇒ Temos vortex. =>

Utilizar quebra vortex. • vortex pode ocorrer na horizontal ou na vertical. • Em torres a vácuo, teremos a seguinte situação:

FEEDFEED

A A’

O tempo de residência de 1/2, 1 min não é problema para o fundo de torre e pratos com chaminés. O problema é no downcomer :



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side draw

tempo deresidência~ 1 minuto

side draw

tempo deresidência~ 3 a 7 s

líquido

vapor

linha de maior diâmetro que o bocal,que permite a separação e o retornodo vapor

Outra configuração : SELF VENTING PIPE

Porém temos um problema: Se a linha não for bem dimensionada, podemos ter um DC SHOCK na linha, com o vapor tamponando a saída do líquido. EXEMPLO 1:

Debutanizadora => passando de 2para 4 passes, a linha ficava cheiade líquido e o vapor que retornavatamponava a descida do líquido, acarretando em flooding.

Solução => aumentar o diâmetro da linha

Para saber qual o diâmetro adequado da linha, utilizar a figura abaixo : (Ref.: página 94 do Manual de Operação)



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Diâm. linha, in

L, gpm

Problem

OK !!!

reta onde µ2/(g.h) < 0,31 Este gráfico NUNCA FALHOU. Pode ser utilizado para qualquer linha de retirada de pratos onde você tem menos de 30 seg. de tempo de residência. (Quando você não eliminou o vapor absorvido). Se o tempo de residência > 30 seg → OK, pode usar diâmetro menor. Melhor usar chimney trays. Em pump-arounds podemos ter problemas de tempo de residência → utilizar pelo menos 0,5 min. • Tempo de residência ->0,5 min = usual 1,0 min = Normalmente utilizado pelo CENPES 3,0 min = Quando vai para controladora ou Carga de Refervedor 5,0 min = produto para tanque final Linhas de condensação: Ver Referência 2, página 475. Is venting? Is Draining? If OK for all questions, no problem Is Cleaning? Is Venting? Remover pontos de acúmulo de vapor. Is Draining? Para evitar líquido no refervedor (lado dos tubos) => é preciso de SELF-VENTING-LINE => No exemplo abaixo, p/ 110 gpm => utilizar 6” e NÃO 3”, para evitar o tamponamento da linha de condensado.



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Vapor4”

3”

1”- vent

vent

Q = 110 gpm

EXEMPLO 2: C3/C4 SPLITER CASE: SPLITER C3/C4 com recheio estruturado. • Problema: Quando aumentamos o refluxo, ocorre uma piora na separação

C3/C4 (INVERSE RESPONSE) • Causas: - Riser overflow in chimney chanels - v ~ 600 gpm/ft2 - Aumentando refluxo => aumento no nível de líquido no chimney tray ==> Redução na eficiência - downpipes not sealed.



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8. DIAGNÓSTICO DE PROBLEMAS OPERACIONAIS ( “TROUBLESHOOTING”) 8.1. Gamma scan

emissor de raios gamamedidor

É feito um rastreamento de raios gama a cada 2 minutos aolongo da torre.Onde há líquido => absorve os raiosOnde há vapor => não absorve os raiosOnde há metal => absorver raiosvapor => medidor mede altos raios gamalíquido => medidor mede baixo raios gamametal => medidor não mede raios gama

O gama scan não é difícil de aplicar e não apresenta erros !!! Os erros que geralmente ocorrem se referem à interpretação dos resultados. Há 2 empresas que fazem SCAN GAMMA no Brasil :

TRACERCO (ICI) TRU-TEC (KOCH/CONFAB)

EXEMPLO 1 : ver figuras a seguir, retirado de artigo da TRUTEC



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O problema pode ser flooding por jet flood (problema no Vapor) ou DC backup (problema no líquido). Em ambos os casos, ocorre aumento de altura de espuma e flooding, que pode começar no 1º prato ou no 4º prato e inundar. A informação básica obtida é que o scan com resultado em linha tracejada foi realizado para uma condição de operação com 30% da carga. A linha contínua representa uma operação com + 10% de carga de líquido e do vapor. Ora, com apenas 40% da capacidade, o prato está longe da inundação, e só pode ser flooding por problema do DOWNCOMER. Fazendo um SCAN no DOWNCOMER, podemos verificar se há plugueamento do DOWNCOMER ou SHOCK. EXEMPLO 2: ESTUDO DE CASO – COLUNA DE ALDEIDO PROBLEMA: torre de aldeído com inundação a vazões abaixo do projeto ANÁLISE : Um Gama scan mostrou que a inundação na coluna começou na seção imediatamente abaixo do prato de carga e progrediu na direção do topo. Foi feito um scan mais detalhado no sentido transversal ao prato inundado e longitudinal ao downcomer. SOLUÇÃO: Inicialmente um agente antiespumante foi injetado, o que aumentou substancialmente a capacidade da torre. A injeção continua de antiespumante não foi aceitável por razões de processo, assim o downcomer foi aumentado. A capacidade aumentou substancialmente.

Formação de espuma estável

5

4

2

prato prato

Vapor limpo

Figura 1: Gamma scan através do “downcomer”, paralelo ao vertedor – detecção de espuma



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8.2. Diagnóstico de espumas Para resolver o problema de foaming, só há uma solução: aumentar a área de downcomer. Não adianta aumentar o número de válvulas ou reduzir a altura do vertedor. Porém, não há parâmetro para dimensionar o downcomer, somente a velocidade recomendada = 0,2 ft/sec no downcomer (ver anotações sobre flooding). Em torres de pré-flash, onde a área do downcomer é pequena, pode-se adotar v= 0,1 ft/sec, para dar mais segurança e sem aumentar muito o diâmetro da torre.

X

X 2o gama scan

1o gama scan

5

4

2

prato prato

Vapor limpo

Figura 2: Gamma scan através do “downcomer”, paralelo ao vertedor após aumento de seu volume

Figura 3: Sentido de passagem do gamma scan neste exemplo



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Usualmente, a Kellog superdimensiona os donwcomers para evitar os problemas de foaming. Para detectar a espuma: - colha uma amostra na torre

- agite-a ou borbulhe nitrogenio - forma espuma ? - quanto ? - ela é estável ? - quanto tempo para se desfazer ?

Este é um teste sequencial. Se forma espuma => é líquido com problema de espumamento. Se não formar espuma, não é conclusivo, e é necessário testar nas condições de operação da torre. Neste caso, borbulhe nitrogênio em amostra em linha do produto. Se mesmo assim não formar espuma, não há formação de espuma nos pratos.

Para eliminar a espuma: • Utilizar downcomer’s mais

largos • Injetar antiespumante: lembre-

se que é tensoativo, e se injetar em demasia, o resultado pode ser pior. Teste na prática a dosagem correta.

• Mudar a química da espuma => instalar filtros, remover contaminantes, etc.

Neutron Scan => detecta o teor de hidrogênio, por reflexão Não tem longo alcance, ou seja, não atravessa a torre toda. Somente cerca de 6”de alcance. É afetado pelo isolamento. É bom para medir o nível de líquido e interfaces líquidas. É bom para detectar plugueamento de downcomer e tamponamento de chaminés por líquido. EXEMPLO 1: Apresentamos na figura abaixo, o gama scan efetuado numa torre de amina com formação de espuma:

X gama scan

X

6”

Neutron scan



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8.3. Sintomas de Inundação ( “FLOOD SYMPTOMS”) Referência 2, páginas 381 a 393. Os principais indicadores para a ocorrência de inundação numa torre são: • Elevação de perda de carga : leve (arraste) ou brusco (downcomer chock):

geralmente é o melhor indicador de inundação. Se ∆P > 0,15 psi/prato = inundação.

• Redução na vazão de líquido da seção inferior • Rápido aumento no arraste � inundação da seção de topo • Perda de fracionamento � em geral o ∆T diminui.

V

L3 6

downcomer plugging (líquido não escoa) wash oilvacuum tower vapor plugging (pump around e fracionamento)

Vapor -> o vapor “escolhe” a região de menor coluna de líquido. Isto acarreta em aumento davelocidade do vapor, com arraste de líquido (gotas) para o prato de cima : Entrainment.

Ocorre ainda regiões na entrada do prato sem vapor, e pode ocorrer weeping, com reduçãona eficiência. É o pior tipo de flooding.

Ocorre também flooding devido à laminação do líquido pelo vapor

EXPERIÊNCIAS DE CAMPO O problema de downcomer plugging ocorre quando ocorrem simultaneamente: • Ahole > 11 % • LFP/TS > 2 => quanto maior o comprimento de líquido em relação ao

espaçamento de pratos, menor é o ângulo de escoamento do líquido, e torna-se mais fácil ocorrer a sua laminação com o vapor:



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v

lv

l

α1α2

LFPLFP1 passe

2 passes

α1 α2<

arraste 1 > arraste 2 • L > 50 m3/m.h • P < 70 psia • Aumenta muito se a Ahole for aumentada. Como exemplo, se utilizarmos

válvulas com maior área de furos para tentar resolver o problema, na prática estaremos piorando.

Este tipo de problema é antigo e foi detectado em bubble caps. DAVIES afirma que se o gradiente hidráulico no prato for menor que 0,4 * ∆∆∆∆P válvula sêca (hd) , não teremos problemas de plugging do vapor (vapor cross flow channeling)

Com pratos perfurados e valvulados não há problemas, mas com o desenvolvimento de pratos com maior capacidade, este problema voltou a ocorrer !!!! Usualmente, o how > 1”,

e qualquer má distribuição do vapor pode elevar este valor, e causar o problema !!!! EXEMPLO 1: Kister, H.Z , Larson, K.F & Madsen, P.O. –“Vapor Cross-flow channeling on Sieve Trays : Fact or Myth ? “- Chemical Engineering Progress, nov/1992. • quando a coluna parou, os pratos foram limpos e observou-se que houve um

aumento da área furada de 13 para 16 %, devido à corrosão. • quando retornou à operação, a produção de diesel reduziu e a de gasóleos

aumentou. Por que ? • a simulação da unidade mostrava 85 % de flooding e < 5 % de wepping, ou

seja, estava OK. • pelos dados da planta, estava ocorrendo > 50 % weeping.

∆howhw

hd



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• na realidade, estava ocorrendo vapor cross flow channeling, pois a área furada aumentou. Durante a operação antes da parada, o fouling mantinha a área furada dentro dos limites, mas quando a unidade foi parada, a limpeza dos pratos elevou para 16 %, levando ao problema.

Uma das maneiras “suspeitas” de se contornar este problema é instalando válvulas mais leves no final do prato (próximo ao vertedor), de modo a equalizar o nível de líquido no prato. Contudo, os fabricantes fazem o inverso: põem válvulas mais leves no começo do prato, para ter maior aeração do líquido no começo do prato, para garantir a eficiência do mesmo:

mais leve mais leve

IDEAL FABRICANTE 8.4. Pesquisa de Temperatura A configuração abaixo é recomendada para a instalação de termopares dentro de pratos com chaminés. A pesquisa de temperatura ( “temperature survey” ) também é utilizado para a detecção de problemas em torres.

ΤΙ

ΤΙcalibration holes (enfiar umTI e comparar com termopares)

test holes



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T real

T superfície (medido pelo calibration hole)

calibration curve

Evidentemente este método é bom para torres recheadas, mas não para C3 Splitter (o ∆T ao longo da torre é baixa, qualquer variação de temperatura = erro). É melhor para torres fracionadoras. Outro ocasião para se utilizar Temperature Survey é na determinação do perfil de temperaturas no Air Cooler :

150 oF

103 oF

100 oF

Está ocorrendo condensaçãotota dentro dos tubos, logoa linha de saída deve estarsub-dimensionada.

8.5. Balanço de Energia O balanço de energia é sempre recomendado, como uma primeira medida para a detecção de alguma anormalidade em torres. EXEMPLO 1: torre de fracionamento a vácuo



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FC

FC

50 MM BTU/h

100.000 lb/hLVGO350 ºF

500 ºF

FC

FC300.000 lb/hHVGO

60.000 lb/h

50 MM BTU/h

~ zero

Q LVGO = (HV,500 ºF – hL, 350 ºF) * 100.000 = 200 BTU/lb * 100.000 lb/h = 20 MM BTU/h = calor para condensar o LVGO Mas a carga térmica do refluxo circulante é 50 MMBTU/h. Aonde estão os outros 30 MM TU/h ? � o vazamento de LVGO pela panela para o leito de HVGO. Isso acarreta no resfriamento do leito de HVGO e pode limitar a carga da unidade. Isto é um sintoma de vazamento que um simples balanço de energia possibilita analisar. É muito importante fazer balanço de energia na torre de vácuo quando se está fazendo Revamp na unidade.

8.6. Balanço de Massa Através de um simples balanço de massa na torre atmosférica, é possível fazer uma análise de sensibilidade para estudar a influência de variáveis operacionais (como a vazão de retirada de óleo diesel) em outras: Assumindo retiradas totais de produtos,temos



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# 35 L = R = NP V = FRN + HN + W # 23 # 20 L = ∆H TPA / λ = D V = D + (FRN + HN +W) # 11 # 9 # 8 L = ∆H BPA / λ V = L + (D + FRN + HN +W) # 5 8.7. Erros comuns em detalhes de projeto • Controle do nível de panela com chaminés, devido à localização errada da

tomada do transmissor de nível:

• O prato de retirada total foi selado com soldas, porém mesmo assim apresentou problemas, porque as chaminés foram instaladas muito próximas do downcomer e o vapor que sobe entra em contato com o líquido que desce pelo downcomer, ocasionando a perda de fracionamento.

Produto de topo + Refluxo + água FRN + R + W

Refluxo (R)

Nafta pesada (NP)

Refluxo circulante TPA

Diesel (D)

Refluxo circulante BPA

Produto de fundo

Vapor



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Uma das soluções mais simples, que não necessita o re-dimensionamento do prato, é selar o lado da chaminé que entra em contato com o vapor, desde que isso não comprometa o escoamento do vapor:

É importante tomar alguns cuidados no projeto de pratos de retirada total, para evitar problemas como os mostrados nas figuras a seguir.



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8.8. Problemas referentes a bocais de Carga

Referência 2, páginas 24 e 25.

• Sempre que fizer modificações na carga, FAÇA um “SKETCH” • Ver pg 24 do Manual de Operação • Se tiver que locar nova alimentação - use chaminé (perde 1 prato mas não perde capacidade) • Em DEBOTTLENECK de Torres, podemos ter problemas na carga, tais

como: Pode ser utilizado para carga sub-resfriada, desde que o downcomer suporte a carga adicional. Porém, se houver vapor na carga=> downcomer shock.

Idem a configuração acima, porém ainda pode gerar problemas no downcomer ===========>

FEED

FEED



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Ver página 4 da seção “TROUBLESHOTING” da Apostila.

240oF feed

ocorre vaporização eshock no downcomer



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9. Simulação 9.1. Modelos termodinâmicos • GRAYSON STREED Base : equação de RK & correlações de estado de Curl-Pitzer É uma correlação simples, mas a precisão diminui quando trabalhamos com pressões mais elevadas Boa para : - fracionadoras de petróleo com P < 50 psia, inclusive vácuo. Apresenta

algumas limitações quanto ao número de cut points, e simulação de pressão na linha de transferência e zona de flash. Não representa bem a destilação D1160. É preferível utilizar TBP simulada com esse método.

- processos com H2 ( hidrotratamentos, hidrocraqueamentos ) - IGS ( ïmproved Grayson Streed ) desenvolvido pela SimSci - calcula

melhores K’s para água ( relativos à solubilidade ) pois utiliza a Pressão de Vapor do API ao invés de Pc e Tc de equação de estado.

• SRK & PR - Baseados em RK com equação de pressão de vapor modificada. - Confiável para hidrocarbonetos leves. - Correlações simples, porém requer cuidados quando utilizados com:

- compostos polares: H2S, CO2 e clorados – OK. Misturas com elevado coeficiente de atividade (γ) não utilizar

- moléculas pequenas : N2 - OK. H2O não (utilizar GS ou IGS ou utilizar com Kabadi-Danner, que é uma modificação do SRK)

- ρL – Toda equação de estado calcula a densidade de líquido. Porém Soave apresenta péssimos resultados. Portanto utilizar PR ou Costald e não SRK. Pode-se utilizar também ρL do API com SRK.

- Misturas de hidrocarbonetos leves e pesados ( como em estabilizadoras ) utilizar SRK com interpolação dos Kij’s ( no Hysim utilizar PR com interpolação dos Kij’s )

- Não utilizar em separação de componentes similares ( pontos de ebulição próximos � α < 1,5). Pequenas diferenças em Tc e Pc resultam em grandes diferenças nas propriedades termodinâmicas quando α < 1,5.

• Modelos recomendados para cada simulação - Em geral e para hidrocarbonetos leves � SRK , PR ( com as restriçoes

acima) - Fracionadoras de petróleo com pressão < 50 psi � GS - Baixa Volatilidade � SRK, GS ou PR ( ajustando Kij, Tc e Pc com dados

experimentais ) - Para componentes químicos :



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- Em geral : Wilson - Imiscíveis : NRTL, UNIQAC - Grandes diferenças de temp. em relação aos dados – UNIQAC - Sem dados – UNIFAC

- Para frações pesadas de petróleo, pode-se utilizar GS, mas Kister prefere IGS.

- BK10 – é bom para unidades a vácuo. Porém, o BK10 utilizado em simuladores (ASPEN, HYPROTECH e SIMSCI) apresentam problemas nos pseudo-componentes. Portanto, NÃO UTILIZAR este modelo.

9.2. Simulação de torres de refinarias de petróleo Em simulações de unidades de destilação (refinarias), é importante: • Fechar balanço energético (muito importante) • Fechar balanço massa • Um desvio de ± 10 ºC na temperatura panela é aceitável • Um desvio de ± 5 a 10 ºC na destilação ASTM com T panela fechada está

OK, dependendo da região da coluna : Temperature

Stages

∆ = 30 oC => NOT OK

∆ = 30 oC => OK

∆est = 0,5 ∆est = 5,0 EXEMPLO 1: Kister, H. Z., “Troubleshoot Distillation Simulations”, Chemical Engineering Progress, jun/1995. Este artigo mostra que a simulação errada levou à troca desnecessária de pratos por NYE TRAYS. O aumento no refluxo não levou ao aumento de eficiência na separação. Bastava aumentar o número de estágios, removendo a boca de visita.



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Conclusão: Em zonas de lavagem :

- utilizar Aorifício ~10 % área ativa (reduzir diam. orifício) - Minimizar "weeping" - Tomar cuidado com a selagem do "downcomer" !!! EXEMPLO 2: (mesmo artigo)

Heavy Feed

# 140

# 55

# 46

# 45

# 1

Overhead

Reflux

Light Feed

Interreboiler

another feed (para dar mais fracionamento)

Para evitar o flooding abaixo

Ocorre perda de fracionamento, compensado pela nova alimentação

Após a implantação das modificações mostradas no desenho do lado direito, ao invés de termos uma capacidade de carga maior, observou-se que tivemos problemas de escurecimento do produto do topo para cargas menores do que as anteriores. Quando foi feito o gráfico de Mc Thiele => Há “PINCH” no interreboiler => Não é aplicável !! No fim, só foi implementado o splitter de carga e pratos de alta capacidade. 9.3. Principais dificuldades na simulação de unidad es a vácuo • Caracterização dos pseudocomponentes • Destilação D1160 => Ocorre craqueamento térmico. Usar T & P simulado. • Simulação da torre de vácuo: Em torres atmosférica, 1 prato a + ou a - não faz diferença. Em torres a vácuo, 1 prato faz diferença! • Bocais de Carga → ver item específico. Referência 2, página 24.

Feed

# 140

# 55

# 46

# 45

# 1

Overhead

Reflux



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• Simulação na Zona de Flash → é difícil, Kister recomenda utilizar a

configuração abaixo. Referência: Golden, S.W.,Villalanti, D.C. & Martin G.R, “Feed Characterization and Deepcut Vacuum Columns: Simulation and Design”, paper present at the ªI.Ch.E. Spring National Meeting, Atlanta, Georgia, april 18-20, 1994.

Saída do Forno

Flash1 mixer

splitter

Flash2

Flash3

RV

Vapor superqueecido

Slop Wax



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10. Estudo de Casos 10.1. Separação de Resíduo e Glicol Problema: A água estava saindo com o glicol e não com os inertes. Era esperado que a água saisse com os inertes porque é mais leve que o glicol.

residue

glicol

charge

LNK – água ( componente leve não chave ) LK - glicol ( chave leve ) HK - resíduo ( chave pesado )

Reboiler Feed Condenser# 2

residue glicol

water

Concentration

Solução : Retirar a água em um prato superior ao de retirada do glicol



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residue

glicol

charge

water

#2--> produto commenor quantidadede água.Para não perder ofracionamento com oresíduo --> aumentaro REFLUXO.Há casos em que seobservou problemasde arraste de pesadosno side-draw semocorrer problemasde flooding

A presença de pesados no side-draw se deve ao arraste de espuma pelo bocal; a instalação de chaminés reduz a espuma.

6”

12”

chaminés reduzema espuma

10.2. Coqueamento de leito de fracionamento de UFCC

espuma30”

24”

6”

12”



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caixa de mistura

slurry oil frio (230 oC)

washing oil@ (340 oC)

wash section

o coque se formou devido à “má”distribuição e mistura entre o washinge slurry oil. O washing oil é mais levee vaporizou, secando o leito locali-zadamente e levando ao coqueamento

10.3. Aumento de Capacidade em Torres com Recheio Trocou Pall Ring 2” para Recheio de 3” Moderno (↑ capacidade p/ 10000 BPD) Quando partiu => até 6000 BPD => OK Acima de 6000 BPD => HVGO ficou preto e ∆P ↑ O cálculo da % Inundação pelo SIMSCI e pelo catálogo do vendedor apresentaram o mesmo resultado : % Inundação = 86 %. Conclusão => má distribuição de vapor. ERRADO! => O problema está no fato de o engenheiro ter calculado a % Flood pelo método “default” do simulador e do vendedor. Ver resultados a seguir: COMPUTER ACTUAL CAPACITY ↑ + 30 % + 17 % ∆P Flooding 1,0 - 1,5 0,65 ⇒ ∆P calculado p/ STRIGLE e usado Fp do recheio => ∆P Flooding = 0,65, que é o ∆P medido. Logo, o leito estava inundado. ECKERT estava errado? Não. Lembrar que o método dele foi para 2” PALL RING, não para os leitos novos!!! Tomar CUIDADO, pois os vendedores geralmente utilizam o ECKERT, que é MENOS conservativo.



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Usar sempre o RULES OF THUMB DE STRIGLE.

# 3

# 2

# 1

Bubble

gas rate Cv

liquid rate Cl

10 20 30 40 50

0,45

0,90

Os dados acima são obtidos experimentalmente , porém obtidos em ensaios com leitos abertos para a atmosfera, onde o ∆P no leito é medido no ponto de flooding . Evidentemente, a expansão para a atmosfera leva a resultados diferentes que torres operando pressurizados !!! Alguns vendedores oferecem leitos que dão Cv de cerca de 0,9 !!! Mas se lembrarmos que o Sistem Limit é para Cv ~ 0,45, é impossível ter leitos com Cv ~ 0,9!!!

O limite para Cv é 0,40 para leitos recheados. Portanto, quando o vendedor propõe ↑ a capacidade do sistema, NUNCA conseguirá mais do que o limite do sistema, Cv ≤ 0,40. EXEMPLO 1: na RECAP ⇒ Sulzer substituiu Bubble por Optiflow (leito de alta capacidade). Era para aumentar a carga da unidade para 8000 m3/d. Com 6200 m3/d começa a escurecer o GO’! Com essa vazão, ∆P ~ 4 mmHg conforme o gráfico abaixo. Estamos no ponto de início de flooding !!

water

air



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x xx

x

5800 6000 6200 66006400 6800

Vazão de carga

∆P, mmHg

16

12

8

4

início de flooding

∆P FLOOD = 0,115 < Fp0,7 Fp ~ 7 para Optiflow → ∆P FLOOD = 0,4 inH2O/ ft Leito de 4,3 ft => ∆P = 4/760 x 14,7/62,4 x 144/4,3 x 12 = 0,49 in H2O/ft => Flooding!! Solução => trocar para outro leito com ↑ Fp (checar ∆P). O system limit depende da vazão do líquido, do mesmo modo que para os pratos:

10.4. Absorvedora Primária/Secundária da UFCC da RE PAR • Capacidade máxima = 6000 m3/d. Pratos valvulados. • Removendo as válvulas => ↑ Capacidade ↓ Eficiência Provavelmente removendo as válvulas ficaram com desempenho de pratos

perfurados, c/ ↑ área furada => ∆P prato cai, reduzindo problema de DOWNCOMER SHOCK, mas começou a ter Weeping.

• Tamponando alguns furos => Weeping cessou, mas voltou a ter DOWNCOMMER SHOCK.

Cv

Liquid Rate GPM/ft2

0,45

20



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Trocou p/recheio => OK. Mas poderia ser resolvido ↑ DOWNCOMER . Mas aumentando a Área do downcomer a Área ativa reduzirá. Não poderia reduzir a capacidade? Não, pois geralmente o que limita a capacidade da torre é a Área do Downcomer, e não a AATIVA. 10.5. Torre de estireno Referência: Sadeq, Duarte & Serth, “AIChe Meeting Paper”, Miami Beach, nov./1995. Este estudo mostra os diferentes rendimentos que os simuladores de processo apresentam, mesmo quando utilizam o mesmo pacote termodinâmico. É portanto necessário ajustar os parâmetros dos modelos termodinâmicos, quando estamos trabalhando com sistemas com baixa volatilidade relativa. Dados do estudo : modelo termodinâmico de Soave: SIMULADOR PRODUTO DE TOPO PRODUTO DE FUNDO % ESTIRENO (molar) % ETIL-BENZENO

(molar) ASPEN 19 10 HYSIM 29 19 PROCESS 37 29 Fixos e iguais em cada simulação : - Número de estágios teóricos - Composição de carga e rendimento de produtos. 10.6. Problemas de HIC-CUPS em torres

Quando foi instalado o economizador, houve um problema de arraste de pesados para o topo, e secou o fundo. (HIC-CUPS) Isso ocorreu porque o economizador E elevou a temperatura da carga acima do normal → pesados foram vaporizados e ficaram circulando ao longo da torre, até que ocorre o arraste. Este problema é facilmente detectável, pois é um

problema cíclico, ocorrendo por ciclos de + - 1 hora.

Economizador



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As soluções encontradas foram: ↓ temperatura da carga com by pass ou a instalação de um vaso de retirada lateral (vaso de 1,4 x 1,6 m). Ref.: Kister, H.Z. & Hower Jr., T.C. – “Unsual Operating Histories of Gas Processing and Olefins Plant Columns” – Plant/Operations Progress (vol 6 num. 3) julho/1987, páginas 151 a 161. Outros exemplos citados neste artigo: - deetanizadora com refervedor -> usual corrosão com água, eventualmente

hic-cups - depropanizadora com refervedor -> carga fria, ocorrência de hic-cups no

inverno - debutanizadora – hic-cups a cada 4 horas, principalmente com fouling no

pré-aquecedor. - Torre de pré-flash -> quando o topo está muito frio 10.7. Uso de temperature survey Uma torre atmosférica sofreu uma ampliação de capacidade de 55.000 bpd para 110.000 bpd. Em 1993, o ponto final do produto de topo (nafta leve) foi reduzido de 340 oF para 295 oF. Isso possibilitou um aumento de carga de 110.000 para 120.000 bpd. O leito do refluxo circulante eram de monel sp., e o de fracionamento, de 410 sp. A seção do refluxo circulante corroeu-se rapidamente, e houve uma perda na troca térmica desta seção. Em 1994, o leito de fracionamento foi substituído outro material, 316, e passou-se a injetar inibidor de corrosão no topo.

Nafta Leve

Nafta Pesada



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Entrada de refluxo

Em junho de 1995, a temperatura de retirada de refluxo caiu de 284 para 229 oF, e o refluxo subiu de 12.000 para 15.000 bpd. A carga térmica do refluxo reduziu em 23 %. Suspeitas: • Danos ou plugueamento do leito? • Danos ou plugueamento do spray ? – a perda de carga foi medida e o ∆P

estava somente um pouco abaixo do catálogo. • Danos ou plugueamento do prato de retirada ? Foi efetuada uma pesquisa de temperatura (Temperature survey). O perfil encontrado foi o seguinte: 155 oF 145 oF 200 oF 190 oF 230 oF 200 oF 200 oF 290 oF temperatura do vapor : quase não há líquido ! 165 oF 160 oF 250 oF 235 oF 255 oF 220 oF 235 oF 290 oF Possíveis problemas:

- corrosão do recheio, pois a temperatura deveria ser mais uniforme - spray não está operando adequadamente (mais provável) - chaminé está com problemas de arraste (impossível, pois se fosse

arraste, o perfil de temperaturas seria diferente na seção de baixo, mas na seção de cima seria mais homogêneo, devido à mistura do líquido no recheio)

Foi posteriormente efetuado um gamma scan, com o seguinte direcionamento:



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Quando fazemos gamma scan em torres com recheio, é recomendável fazê-lo em 4 seções diferentes, para determinar a má-distribuição. 2 ft abaixo do distribuidor, observou-se um gradiente muito grande de líquido no recheio. Portanto, o problema é de distribuição no spray. No meio do leito, o gradiente de líquido no recheio era muito pequeno, ocorrendo uma redistribuição ao longo do leito. 10.8. Estudo de DC back-up Hdc = ∆Pt + hl,tray + hcl

O acúmulo de depósitos no último prato de uma torre foi contornado pelo by-pass do líquido que desce pelo prato. A melhor opção seria o by-pass do vapor. O by-pass do líquido não dá nenhum resultado, pois o vapor continua não passando para o prato de cima, em função do entupimento das válvulas pelos depósitos: � by-pass de vapor by-pass de líquido � A torre acima possui 10 ft de diâmetro, com 79 ft2 de área total e 11 ft 2 de área ativa apresentado, nas condições de projeto:

- 1,5 “ de ∆P por prato - 8 “de h líquido - 16”de hdc

O ∆P tray medido foi de 6,5”, com 13”de h líquido e 26”de hdc; para esta perda de pressão, estamos utilizando somente 5,5 ft2 de área ativa, ou seja, os depósitos reduziram a área ativa para a passagem de vapor.



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Foi instalada uma tubulação com diâmetro de 1,8 ft2 para by-passar a fase vapor e dar a perda de carga adequada. A finalidade foi não parar a torre para limpar o prato. Para se determinar onde se localiza realmente o problema, alterar a vazão de vapor e de líquido. • Se o plugueamento for no prato � o aumento de vazão de líquido não

causa nenhuma alteração; o aumento de vazão de vapor aumenta a perda de carga.

• Se o pluguamento for no downcomer � o aumento da vazão de líquido aumenta a perda de carga; o aumento da vazão de vapor não afeta a perda de carga.

10.9. Exemplo de caso com fator de espuma Numa refinaria australiana, foi detectada a presença de diesel no gasóleo. As simulações mostraram a presença de 0,1 a 0,2 estágios teóricos para 4 pratos reais existentes. Foi efetuado um gama scan, que mostrou que os pratos haviam sumido. A torre foi parada para reparos, e constatou-se que os pratos estavam intactos. Não houve o cuidado preliminar de se medir os pressões e temperaturas, Foi calculado o Cfactor, que indicou 0,03 ft/s. O Cfactor do sistema é de 0,40. Estava ocorrendo, na ocasião, um fenômeno de weeping ou dumping. O turndown medido foi de 12, quando pratos valvulados apresentam turndown de 4. Os pratos estavam trabalhando sêcos. O gama scan não diferencia pratos secos de pratos inexistentes. Para checar a presença ou não de pratos, antes de abrir a torre, recomenda-se injetar vapor e efetuar novo gama scan. 10.10. Problema em torre a vácuo. Uma ampliação foi executada na linha de transferência de uma torre de vácuo, com aumento do diâmetro e do bocal. Após a partida, constatou-se uma redução no rendimento de gasóleo, de 15.000 para 13.000 BPD, com aumento da produção de resíduo e redução nas temperaturas ao longo da torre. Um estudo de troubleshooting efetuou o balanço de massa e energia, sem que nada de errado fosse constatado. As panelas estavam corretamente selados. O controle de nível de retirada de gasoléo pesado foi posto em manual. A produção de gasóleo aumentou, e o nível na panela caiu. O controle continuou em manual, até que a bomba começasse a cavitar. A cavitação só ocorreu com



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22.000 BPD de gasóleo, com o aumento da temperatura na torre. Portanto, estava ocorrendo uma sobrecarga de vazão nas chaminés. Com o correto dimensionamento das chaminés, a produção de gasóleos se estabilizou em 20.000 BPD. A distância mínima entre a linha de topo do bocal de carga e o prato das chaminés deve ser de, no mínimo, 0,3 * Dt (diâmetro da torre), para garantir uma boa distribuição do vapor de carga para as chaminés.: Dtorre 0,3 * D torre 11. INSTRUMENTAÇÃO Referência 2, páginas 124 a 126.

FC

PI

PAH

OVHD

set = 300 psi

450 psi

on DC3

A pressão de operação chegou a 450 psi, ea PSV não abriu. Além disso, o PAH tambémnãp alarmou. Problema : entupimento, por corrosão, das tomadas da PSV e PAH.Sempre deve se ter 2 tomadas diferentes para o transmissor e o alarme !!!



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12. CONTROLE Referência 2, capítulo 16 O que normalmente controlamos em torres de destilação: - qualidade dos produtos de topo e de fundo - temperatura - pressão => controla a demanda de vapor - nível => controla a demanda de líquido - vazões. Instalamos válvulas de controle, que manipulam as respectivas vazões. OBSERVAÇÕES : • a carga não pertence à malha de controle da destilação • tentar controlar as 2 composições (topo e fundo) é difícil, pois uma malha de

controle “briga” com a outra. Portanto, controlar somente uma. (e.g. produto de topo).

• o controle de pressão é o mais importante controle da coluna. Deve ser conectado à variável mais sensível à pressão : vazão de vapor ou taxa de condensação (se for torre com condensação total).

Temos ainda 3 controles e 4 variáveis. Deve-se fazer sempre um controle de Balanço Material, ou seja, se alimentarmos mais carga leve, deve-se aumentar a retirada de produto de topo e reduzir a produção de fundo. EXEMPLO 1:



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Se o produto de topo está pesado => aumentar o refluxo de topo é menos efetivo do que reduzir a produção de topo. Não devemos nunca controlar a vazão dos produtos de topo e de fundo da coluna. Ver a Referência 2, página 669 (CASE # 1508). OBSERVAÇÃO : A Filosofia de controle da CHEVRON preve uma torre de vácuo com controle de retirada de Diesel Pesado.

FC

FC

poor eficiency

LVGO P.A.

Condenser

o operador ajusta a vazãode retirada para manter aqualidade do produto

Quando o condenser apresenta umavariação, há a possibilidade de variação naprodução de LVGO de 400 para 450 m3/hpor exemplo; neste caso, o refluxo cai de100 para 50=> redução de 50%, que podegerar problemas no leito abaixo do P.A. do LVGO

400 m3/h100 m3/h

OBSERVAÇÃO : Ver Referência 2, página 498: a configuração b é boa para Wash zones, mas a d é péssima !!. Para torres com muitos pratos ou grandes diâmetros a configuração a possui resposta mais rápida do que a b pois a TC manipula a vazão de vapor, afetando a pressão. Na configuração b a TC atua na vazão de refluxo cuja resposta é mais lenta. Portanto: utilizar a configuração a quando o produto mais importante está no fundo ( retificadoras ) e a configuração b quando o produto mais importante está no topo ( absorvedoras ). A configuração d é mais rápida do que a b em resposta a variações na carga. Nesta configuração se houver variação no condensador a malha ajusta o refluxo não afetando a retirada de produto, pois não houve alteração no balanço material. É uma malha muito boa porém só recomendável para sistemas com alta vazão de refluxo.



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A configuração e é recomendada quando a vazão de fundo é muito pequena, como na separadora de propano. Neste caso não há chicanas no fundo. Esta configuração apresenta um problema de resposta inversa quando a torre possui pratos valvulados: Quando a carga entra mais pesada ( temp. de fundo fica maior ) a TC de fundo abre a válvula de produto de fundo e o LC abre a admissão de vapor para o refervedor ( carga mais pesada gera maior condensação e subida do nível de fundo), causando instabilidade. Ver na Referência 2, página 598 : a configuração b é a normalmente utilizada na Petrobrás, e não apresenta problemas porque o refluxo interno é muito maior que a retirada de QAV. Se o refluxo interno for da mesma ordem de grandeza da retirada de QAV, é melhor utilizar a retirada total (configuração a).



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13. REFERÊNCIAS 1. KISTER, Henry Z. – “Distillation Design” – Mc-Graw Hill – 1992. 2. KISTER, Henry Z. – “Distillation Operation” – Mc-Graw Hill – 1990.

Documents

Curso_de_destilação[1]