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Craqueo Catalitico
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UNIVERSIDAD DE MAGALLANES
FACULTAD DE INGENIERÍA
DEPARTAMENTO DE QUÍMICA
“SIMULACIÓN ESTACIONARIA DE PLANTAS DE FCCU
(FLUID CRACKING CATALITIC UNIT) E INTEGRACION ENERGÉTICA.
ENAP REFINERIAS ACONCAGUA”.
MARÍA FRANCISCA GARRIDO MUÑOZ
2010
UNIVERSIDAD DE MAGALLANES
FACULTAD DE INGENIERÍA
DEPARTAMENTO DE QUÍMICA
“SIMULACIÓN ESTACIONARIA DE PLANTAS DE FCCU
(FLUID CRACKING CATALITIC UNIT) E INTEGRACION ENERGÉTICA.
ENAP REFINERIAS ACONCAGUA”.
Trabajo de titulación presentado en conformidad a los requisitos
para obtener el título de Ingeniero Civil Químico
Profesor Guía: Sr. Lorenzo Lazaneo Cerda
Supervisor ERA: Sr. Esteban Progaska
MARÍA FRANCISCA GARRIDO MUÑOZ
2010
iii
RESUMEN
En el presente trabajo de tesis se realizaron las simulaciones en HYSYS® V 7.1 de las plantas de
Tratamiento de LPG y Fuel Gas N° 3, Tratamiento de Aminas N° 4, Sour Water Stripper N° 1,
Sour Water Stripper N° 2 y la Columna Principal EMC-701 perteneciente a la sección de
fraccionamiento de la Planta de Cracking Catalíco Fluidizado de ENAP Refinerías Aconcagua
ubicada en Concón, Quinta Región, Chile.
Las plantas se han simulado con dos objetivos principales:
• Entregar una herramienta de predicción, que muestre una tendencia del comportamiento
de las operaciones unitarias simuladas o de las plantas en general, frente a un cambio en
las condiciones de operación.
• Utilizar los datos entregados por HYSYS® V 7.1 para evaluar una integración energética
entre las corrientes calientes que salen de la Columna Principal EMC-701 específicamente
la Nafta pesada, Cycle Oil Liviano (COL), Cycle Oil Pesado (COP) y el Decantado con
los reboilers de los strippers de las cuatro plantas nombradas anteriormente.
Para realizar el estudio de integración energética se propusieron las siguientes formas:
• Integración de calor indirecta, la cual contempló la producción de vapor de baja presión
(3 kg/cm2) para integrarlo con los reboilers de los strippers de las Plantas de SWS N° 1 y
N° 2, Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas N° 3 y Plantas de Tratamiento de Aminas
N° 4.
• Integración de calor directa, en ésta se utilizó el Método Pinch, debido a que es uno de los
métodos más conocidos, fáciles de usar y con resultados exitosos en las diversas
aplicaciones industriales, este método consideró como corrientes calientes el COL, COP y
Decantado y como corrientes frías los fondos de los strippers que se deben calentar en los
reboilers.
Luego de realizar el estudio se concluyó que no es viable realizar la integración de calor entre las
corrientes propuestas debido a que el calor que pueden aportar las corrientes calientes elegidas
corresponde a aproximadamente un 11% del calor necesario para realizar el calentamiento en los
reboilers estudiados y la inversión necesaria para implementar el sistema sería muy alta para una
recuperación de calor tan baja.
iv
ÍNDICE
RESUMEN................................................................................................................................................................. III
ÍNDICE ...................................................................................................................................................................... IV
ÍNDICE DE TABLAS ............................................................................................................................................... VI
ÍNDICE DE FIGURAS .......................................................................................................................................... VIII
1. CAPITULO I.......................................................................................................................................................1
1.1 INTRODUCCIÓN.......................................................................................................................................2
1.2 OBJETIVO GENERAL. .............................................................................................................................3
1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS. .....................................................................................................................3
2. CAPITULO II .....................................................................................................................................................4
2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE REFINACIÓN.................................................................................5
2.2 PROCESO DE CRACKING CATALÍTICO FLUIDIZADO......................................................................9
2.2.1 Cracking Catalítico ................................................................................................................................9
2.2.2 Fraccionamiento...................................................................................................................................11
2.2.3 Recuperación de Livianos.....................................................................................................................11
2.2.4 Fraccionadora Principal EMC-701 .....................................................................................................13
2.3 PROCESO DE TRATAMIENTO DE LPG Y FUEL GAS N° 3 (LPG 3) .................................................19
2.3.1 Tratamiento de Fuel Gas......................................................................................................................20
2.3.2 Tratamiento de aminas .........................................................................................................................20
2.4 PROCESO DE TRATAMIENTO DE AMINAS N° 4 (LPG 4) .................................................................22
2.5 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N° 1 (SWS 1).............................................................28
2.6 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N°2 (SWS 2)..............................................................31
3. CAPITULO III..................................................................................................................................................35
3.1 DATOS DE LAS SIMULACIONES.........................................................................................................36
3.1.1 Fraccionadora Principal EMC-701 .....................................................................................................37
3.1.2 LPG 3 ...................................................................................................................................................41
3.1.3 Tratamiento de Aminas 4......................................................................................................................44
3.1.4 Sour Water Stripper 1...........................................................................................................................47
3.1.5 Sour Water Stripper 2...........................................................................................................................49
v
3.2 RESULTADOS DE LAS SIMULACIONES. ...........................................................................................51
3.2.1 Simulación de la columna principal EMC-701 ....................................................................................52
3.2.2 Simulación de la Planta de LPG 3 .......................................................................................................53
3.2.3 Simulación de la Planta de Tratamiento de Aminas 4..........................................................................56
3.2.4 Simulación de la Planta de Sour Water Stripper 1...............................................................................60
3.2.5 Simulación de la Planta de Sour Water Stripper 2...............................................................................62
4. CAPITULO IV..................................................................................................................................................63
4.1 INTEGRACIÓN DE ENERGÉTICA........................................................................................................64
4.1.1 Datos para la Integración Energética. .................................................................................................64
4.1.2 Integración Energética Indirecta..........................................................................................................65
4.1.3 Análisis de Integración de Calor a Través del Método Pinch. .............................................................67
5. CAPITULO V ...................................................................................................................................................74
5.1 DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS.....................................................................................................75
5.1.1 Simulaciones.........................................................................................................................................75
5.1.2 Integración Energética. ........................................................................................................................77
5.2 CONCLUSIONES ....................................................................................................................................78
6. REFERENCIAS................................................................................................................................................80
7. ANEXOS............................................................................................................................................................81
A.- IMAGEN DE LA PANTALLA PRINCIPAL DE LAS SIMULACIONES. ..............................................82
B.- BALANCES DE MASA Y ENERGÍA......................................................................................................88
vi
ÍNDICE DE TABLAS
Tabla 3.1 Muestra los requerimientos externos de calentamiento y enfriamiento de las distintas plantas para su
normal operación, Estos servicios son entregados por la Planta de Suministro. .......................................36
Tabla 3.2 Muestra la composición y curvas de destilación de las corrientes más livianos que salen de la columna
principal EMC-701......................................................................................................................................37
Tabla 3.3 Muestra las curvas de destilación de las corrientes más pesadas que salen de la columna principal
EMC-701. ....................................................................................................................................................38
Tabla 3.4 Datos de operación y diseño de la Columna Principal EMC-701. ..............................................................38
Tabla 3.5 Datos de operación y diseño de los Strippers laterales de la Columna Principal EMC-701. .....................38
Tabla 3.6 Datos de operación y diseño de los intercambiadores y Aeroenfriadores de recirculaciones de la
EMC-701. ....................................................................................................................................................39
Tabla 3.7 Datos de operación y diseño de los intercambiadores y Aeroenfriadores de productos de salida de la
EMC-701. ....................................................................................................................................................39
Tabla 3.8 Datos de operación y diseño de los intercambiadores y de productos de salida de la EMC-701 que se
consideran para realizar la Integración de Calor.......................................................................................40
Tabla 3.9 Datos de operación de la corriente de fuel gas y DEA que ingresan al absorbedor E-353........................41
Tabla 3.10 Datos de operación de la corriente de LPG y DEA que ingresan al absorbedor E-350............................42
Tabla 3.11 Condiciones de operación consideradas en la simulación de los equipos principales de la Planta de
LPG 3. .........................................................................................................................................................43
Tabla 3.12 Datos de operación de la corriente de Fuel Gas y DEA que ingresan al absorbedor EA-1801 de la
planta de HDT. ............................................................................................................................................44
Tabla 3.13 Datos de operación de la corriente de Fuel Gas, LPG y DEA que ingresan a los absorbedores EA-
3054 y 3055 de la planta de Coker..............................................................................................................44
Tabla 3.14 Condiciones de operación consideradas en la simulación de los equipos principales de la Planta de
Tratamiento de Aminas 4.............................................................................................................................45
Tabla 3.15 Condiciones de operación de la corriente de aguas ácidas que ingresan a la planta de SWS 1. ..............47
Tabla 3.16 Condiciones de operación de intercambiadores presentes en la planta de SWS 1. ...................................47
Tabla 3.17 Condiciones de operación del Aeroenfriador presente en la planta de SWS 1. .........................................48
Tabla 3.18 Condiciones de operación de las bombas presentes en la planta de SWS 1. .............................................48
Tabla 3.19 Condiciones de operación del stripper de aguas ácidas E-11. ..................................................................48
Tabla 3.20 Condiciones de operación de la corriente de aguas ácidas que ingresan a la planta de SWS 2. ..............49
Tabla 3.21 Condiciones de operación de intercambiadores presentes en la planta de SWS 2. ...................................49
Tabla 3.22 Condiciones de operación del Aeroenfriador presente en la planta de SWS 2. .........................................50
Tabla 3.23 Condiciones de operación de las bombas presentes en la planta de SWS 2. .............................................50
Tabla 3.24 Condiciones de operación del stripper de aguas ácidas E-21. ..................................................................50
vii
Tabla 3.25 entrega la comparación de las corrientes de entrada salida porle tope, fondo y corrientes laterales de
la columna EMC-701. .................................................................................................................................52
Tabla 3.26 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del absorbedor de LPG E-350 compradas según
Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.........................53
Tabla 3.27 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del absorbedor de Fuel Gas E-353 comparadas
según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS. .............54
Tabla 3.28 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del Stipper de aminas E-354 entregadas según
Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.........................55
Tabla 3.29 Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de Fuel Gas EA-3054
entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en
HYSYS..........................................................................................................................................................56
Tabla 3.30 Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de LPG EA-3055
entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en
HYSYS..........................................................................................................................................................56
Tabla 3.31 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de aminas E-
41 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en
HYSYS..........................................................................................................................................................59
Tabla 3.32 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de Aguas
Ácidas E-11 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la
simulación en HYSYS. .................................................................................................................................61
Tabla 3.33 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de Aguas
Ácidas E-21 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la
simulación en HYSYS. .................................................................................................................................62
Tabla 4.1 Intercambiadores asociados a la columna EMC-701 considerados para la integración de calor. .............64
Tabla 4.2 Datos de Ingeniería Básica Intercambiadores.............................................................................................65
Tabla 4.3 Resultados para IC-752 del análisis realizado en HYSYS para el Caso A. .................................................66
Tabla 4.4 Resultados para IC-757 del análisis realizado en HYSYS para el Caso A. .................................................66
Tabla 4.5 Resultados para IC-752 del análisis realizado en HYSYS para el Caso B. .................................................66
Tabla 4.6 Resultados para IC-757 del análisis realizado en HYSYS para el Caso B. .................................................67
Tabla 4.7 Datos de las corrientes calientes involucradas en la integración energética. .............................................67
Tabla 4.8 Datos de las corrientes frías involucradas en la integración energética.....................................................67
Tabla 4.9 Temperaturas ajustadas. ..............................................................................................................................68
viii
ÍNDICE DE FIGURAS
Figura 2.1 Diagrama de Flujo del sistema de Refinación de crudo en ENAP Refinerías Aconcagua...........................8
Figura 2.2 Diagrama de Flujo Sección de Fraccionamiento de Planta de Cracking Catalítico Fluidizado...............18
Figura 2.3 Diagrama de flujo Planta de LPG 3...........................................................................................................21
Figura 2.4 Diagrama de Flujo Planta de Tratamiento de Aminas 4............................................................................27
Figura 2.5 Diagrama de Flujo Planta de Sour Water Striper 1...................................................................................30
Figura 2.6 Diagrama de Flujo Planta de Sour Water Stripper 2.................................................................................34
Figura 4.1 Cascada de Calor. ......................................................................................................................................69
Figura 4.2 Diagrama de Red........................................................................................................................................71
Figura 4.3 Curva Compuesta de las corrientes calientes y frías. ................................................................................72
Figura 4.4 La Gran Curva Compuesta. .......................................................................................................................73
1
1. CAPITULO I
1.1 INTRODUCCIÓN
1.2 OBJETIVO GENERAL.
1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS
2
1.1 INTRODUCCIÓN
La simulación de plantas químicas ha sido una gran herramienta en el desarrollo de proyectos de
ingeniería, ayudando a predecir el comportamiento de las operaciones unitarias estudiadas. En el
presente trabajo se han simulado cuatro plantas y una columna de destilación todas estas
pertenecientes a ENAP Refinerías Aconcagua (ERA), dichas simulaciones se han realizado en
HYSYS® V 7.1 a continuación se nombran las plantas simuladas:
• Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas N°3.
• Planta de Tratamiento de Aminas N°4.
• Planta de Sour Water Stripper N°1.
• Planta de Sour Water Stripper N°2.
• Columna Fraccionadora Principal EMC-701 de la Planta de Cracking Catalítico
Fluidizado.
Uno de los grandes desafíos que tiene la industria de procesos químicos en la actualidad es
maximizar el ahorro energético por lo cual se han desarrollado diversos métodos de optimización
energética, uno de los más exitosamente utilizados es Método Pich por lo cual se ha decidido
utilizar éste método para analizar la posibilidad de realizar una integración energética entre las
plantas simuladas.
La propuesta es hacer una integración de calor entre las corrientes calientes que salen de la
columna principal EMC-701 que corresponden a la Naphta, COL, COP y Decantado, analizando
la cantidad de calor que pueden aportar éstas corrientes en forma de vapor de media presión para
lo cual se realiza un análisis en la simulación de la columna principal EMC-701 y realizando una
integración directa entre éstas corrientes y las corrientes frías que se deben calentar en las plantas
de Sour Water Stripper 1, Sour Water Stripper 2, Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3 y
Tratamiento de Aminas 4.
3
1.2 OBJETIVO GENERAL.
Simular las plantas de tratamiento de LPG y Fuel Gas, regeneradoras de aminas, plantas de
tratamientos aguas ácidas y la unidad de fraccionamiento de la planta de Fluid Cracking Catalitic
(FCC), para posteriormente utilizar los datos de las simulaciones en analizar una integración
energética entre plantas.
1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS.
Simular en estado estacionario las plantas Sour Water Stripper 1, Sour Water Stripper 2,
Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3, Tratamiento de Amina 4, Columna de Fraccionamiento
Principal EMC-701 de FCCU en HYSYS® V 7.1.
Realizar un análisis de integración energética entre las corrientes calientes laterales Cycle Oil
Liviano (COL), Cycle Oil Pesado (COP) y Decantado de la columna principal de FCC EMC-701
y los reboilers de los strippers de las plantas simuladas utilizando los datos entregados por
HYSYS® V 7.1.
4
2. CAPITULO II
2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE REFINACIÓN
2.2 PROCESO DE CRACKING CATALÍTICO FLUIDIZADO
2.2.1 Cracking Catalítico
2.2.2 Fraccionamiento
2.2.3 Recuperación de Livianos
2.2.4 Fraccionadora Principal EMC-701
2.3 PROCESO DE TRATAMIENTO DE LPG Y FUEL GAS N° 3 (LPG 3)
2.3.1 Tratamiento de Fuel Gas
2.3.2 Tratamiento de Aminas
2.4 PROCESO DE TRATAMIENTO DE AMINAS N° 4 (LPG 4)
2.5 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N° 1 (SWS 1)
2.6 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N°2 (SWS 2)
5
2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE REFINACIÓN
ENAP Refinerías Aconcagua consiste en instalaciones industriales que incluyen instalaciones
marítimas para recepción y embarque de crudo y productos derivados del petróleo en Terminal
Quintero, refinería de petróleo y patio de almacenamiento de productos en Concón.
El Diagrama de Procesos ENAP Refinerías Aconcagua (Figura 2.1) representa en forma
esquemática las plantas de mayor importancia en el proceso de refinación.
Previo al proceso de refinación, está la etapa de recepción del petróleo crudo que se realiza en
Terminal Quintero, desde donde es enviado a través de oleoductos que comunican ese terminal
con las instalaciones de almacenamiento de ERA en Concón.
El proceso de refinación se inicia con el procesamiento del petróleo crudo a las unidades de
Destilación Atmosférica y Vacío (Topping y Vacío), donde se aprovechan las características
fisicoquímicas del petróleo para separar por destilación los distintos productos, que serán usados
en la preparación y/o mezcla de productos finales. Los productos de la destilación atmosférica
son: gases, gasolina, nafta, kerosene, diesel, gas oil y crudo reducido. Este último es procesado en
la unidad de vacío, donde se obtiene como producto gas oil y producto de fondo o pitch. Los
productos finales tales como el kerosene y el diesel son enviados a estanque. Los productos
restantes son sometidos a nuevas etapas de transformación, en las unidades que se describen
brevemente a continuación.
Craqueo Catalítico Fluidizado: La función principal de esta unidad es la producción de
gasolina de alto octanaje sin plomo y gas licuado. La materia prima de esta unidad es el gas oil
producido en la unidad de Destilación Atmosférica y Vacío.
Planta de Ácido: Procesa los gases azufrados de la refinería y el ácido sulfúrico gastado de la
Unidad de Alquilación, produciendo ácido sulfúrico concentrado el cual es reutilizado en el
proceso de Alquilación.
Alquilación: Esta unidad tiene como objeto producir iso-octano (Alquilato) para la preparación
de gasolina de aviación. Para ello utiliza como materia prima una corriente de Butanos
proveniente de la unidad de Tratamiento de Gas Licuado, la que reacciona con ácido sulfúrico
concentrado a baja temperatura.
DIPE: Esta planta se alimenta con propileno y agua para producir di-iso-propil eter que
posteriormente es mezclado con gasolina o enviado a almacenamiento.
6
Tratamiento de Livianos: Procesa los gases ricos en contenido de gas licuado (LPG), generados
en las distintas unidades de proceso, y la gasolina de la unidad de Destilación Atmosférica y de
Vacío y Cracking Catalítico, entregando gas licuado, gasolina y gas combustible.
Planta de Tratamiento de Aminas: esta planta tiene por objetivo regenerar la amina rica en
acido sulfhídrico, proveniente de las unidades de Coker y HDT obteniendo dos corrientes: una de
gas ácido el cual es enviado a la URA y una corriente liquida de amina pobre que es reutilizada es
las plantas respectivas.
Planta de Azufre: Trata los gases azufrados de la refinería para dejar el azufre como azufre
elemental líquido y sólido.
Tratamiento de Gas Licuado: Tiene por objeto eliminar el ácido sulfhídrico y compuestos
mercaptánicos con amina y soda, y separar el LPG en Propano y Butano.
Tratamiento de Gas Combustible: Procesa el gas combustible generado en las unidades de
proceso, con el objeto de eliminar el ácido sulfhídrico contenido en él a través de un tratamiento
con aminas. Se obtiene un gas combustible de bajo contenido de azufre que es utilizado
internamente y una corriente de gases azufrados que se envía a la Planta de Azufre o a la Planta
de Ácido.
Merox: Estas unidades tiene por objetivo el tratamiento de solventes, kerosene, gasolina de la
Unidad de Destilación Atmosférica y de Vacío, Viscorreducción y Cracking Catalítico;
permitiendo controlar los compuestos azufrados convirtiéndolos en elementos no corrosivos.
Solventes: Parte de la nafta proveniente de la Unidad de Destilación Atmosférica y Vacío es
alimentada a esta unidad, con el objeto de producir, mediante el proceso de destilación, Solvente
Nº4, gasolina blanca y aguarrás mineral.
Viscorreductora: En esta unidad es procesado el pitch proveniente de la unidad de vacío y
donde los productos obtenidos son gases, gasolina, diesel, gas oil y tar. Este último es el principal
producto de esta unidad y es utilizado en la preparación de petróleos combustibles.
Hidrocracking: Esta unidad procesa parte del gas oil de vacío, el que reacciona con hidrógeno
en un ambiente de alta temperatura y presión, para producir, principalmente, diesel de bajo
contenido de azufre.
Isomerización: Esta unidad es alimentada con gasolina de la Unidad de Destilación Atmosférica,
previamente desulfurizada. En esta unidad la gasolina es sometida a reacciones de isomerización
en un ambiente saturado en hidrógeno y a alta presión, con el objeto de aumentar el octanaje de la
gasolina.
Hidrotratamiento de Nafta: Esta unidad elimina el contenido de azufre de la corriente de nafta
proveniente de la Unidad de Destilación y Vacío, para posteriormente enviar la nafta libre de
azufre a la unidad de Reformación Catalítica.
Reformación Catalítica: En esta unidad la nafta reacciona en presencia de hidrógeno con el
objeto de producir gas licuado y gasolina de alto octanaje (reformato). Además, producto de las
7
reacciones de reformación se produce una importante cantidad de Hidrógeno, el que es utilizado
en el mismo proceso y en otros como Hidrocracking, Hidrodesulfurización de Diesel e
Isomerización.
Hidrodesulfurización de Diesel: Tiene como objeto desulfurizar el diesel de las unidades de
refinación, obteniendo un diesel de alta calidad y bajo azufre.
Hidrotratamiento de Gasolinas: Esta planta procesa la gasolina proveniente de las unidades de
Coquización Retardada y Cracking Catalítico Fluidizado teniendo como objetivo reducir el
contenido de azufre que tiene la corriente de gasolina reduciendo al mínimo la pérdida de
octanos.
Coker: Esta unidad se procesa el pitch proveniente de la unidad de vacío obteniéndose gas oil
liviano de coker (LCGO), gas oil pesado de coker (HCGO), Nafta, LPG y Fuel gas y Coque.
9
2.2 PROCESO DE CRACKING CATALÍTICO FLUIDIZADO.
En el proceso de Cracking Catalítico Fluidizado se distinguen tres partes fundamentales:
• Sección Reactor Regenerador: Donde se efectúa la reacción y regeneración del
Catalizador de Cracking.
• Sección de Fraccionamiento: Separa los productos resultantes según su rango de
destilación.
• Recuperación de Livianos: De la corriente de gases obtenida en la sección de
fraccionamiento se recupera el L.P.G.
2.2.1 Cracking Catalítico
El Cracking Catalítico Fluidizado con Regenerador de Alta Eficiencia, es un proceso mediante el
cual los hidrocarburos de alto peso molecular, se ponen en contacto con un catalizador finamente
pulverizado y en un medio fluidizado, se convierten con la aplicación de calor, en hidrocarburos
más livianos y de mayor valor comercial. Esto se lleva a cabo en un CONVERTIDOR, que
consta de dos unidades básicas REACTOR Y REGENERADOR.
Una de las características principales del Cracking Catalítico, es su selectividad, propiedad que
permite optimizar el rendimiento de los distintos productos (L.P.G., Gasolina, Aceites Livianos),
según el tipo de catalizador empleado y las condiciones de operación prefijadas.
La propiedad fundamental de los catalizadores de Cracking, es su aptitud para transferir protones,
fuente principal de la acidez necesaria para iniciar las reacciones de: ruptura del enlace C-C,
transferencia de Hidrógeno, deshidrogenización, isomerización y polimerización, entre las más
representativas.
Las reacciones de Cracking, promovidas por el catalizador comienzan inmediatamente al
contacto de la carga con el catalizador en un ducto del Reactor llamado RISER-CRACKING,
produciendo vapores de hidrocarburos, gases y coque residual.
La fluidización del catalizador en el RISER, se consigue con la velocidad que imprime la carga
de alimentación, y con vapor inyectado en distintos puntos.
10
Las reacciones de crackeo conducen a la formación de coque, principalmente por polimerización
y condensación de aromáticos, el que junto con algo de hidrocarburos arrastrados y ocluidos, se
deposita sobre la superficie del catalizador, siendo esto un factor de deactivación temporal.
La cantidad de coque producido es función de las características de la carga, contenido de
metales acumulados en el catalizador, severidad del Cracking, actividad del catalizador y tiempo
de contacto entre carga y catalizador.
Los hidrocarburos ocluidos en el catalizador gastado son removidos por la acción de vapor de
stripping en un STRIPPER en el reactor.
Los gases y vapores de hidrocarburos producidos son separados del catalizador fino, todavía en
suspensión, a la salida del reactor, por ciclones, y pasan a través de la línea de transferencia al
FRACCIONADOR.
Las reacciones de Cracking son ENDOTÉRMICAS, y parte del calor necesario se obtiene de la
reacción EXOTÉRMICA de regeneración del catalizador, por combustión controlada del coque
en el REGENERADOR, hasta donde es arrastrado por aire desde el STRIPPER.
En el sistema reactor-regenerador, se establecerá entonces un "balance térmico". Este balance
implica un equilibrio entre el calor total aportado y el consumido. El calor aportado se compone
del calor sensible transportado por el catalizador que viene del regenerador y el calor con que
llega la carga. El calor consumido, es el calor necesario para terminar de vaporizar la carga y
permitir la reacción.
Cualquier aumento de calor requerido por el reactor para mantener su temperatura, producirá un
aumento del flujo de catalizador del Regenerador al Reactor, regulado por un TC, que actúa sobre
la válvula de corredera (slide) en el ducto de catalizador regenerado.
La temperatura del Regenerador afectará también el flujo de catalizador caliente al Reactor.
Aumentos en la temperatura del Regenerador disminuirá el flujo de catalizador y viceversa.
Si el quemado de coque produce más calor que el requerido por el Reactor, la temperatura del
regenerador subirá, en caso contrario disminuirá.
11
El grado de conversión de la carga en el REACTOR, la extensión de la reacción, la distribución
de los productos crackeados y la producción de gas y coque están influenciados por las distintas
variables de operación.
2.2.2 Fraccionamiento
El proceso de Fraccionamiento consiste en la separación de la mezcla de hidrocarburos
resultantes de la reacción de Cracking, de amplio rango de ebullición, en varios productos que
contienen hidrocarburos de rango de ebullición más estrecho, y agrupados gradualmente de
menor a mayor, desde el tope al fondo de la torre fraccionadora.
En este principio descansa la operación del Fraccionador de Cracking, que salvo las
características propias que lo adecúan a los productos que debe separar, no difiere
fundamentalmente de otros fraccionadores.
Los vapores de hidrocarburos crackeados que vienen del reactor, suben por una sección de baffles
en contra corriente con un reflujo de barro y reflujo interno de la torre, con el objeto de detener y
arrastrar hacia el fondo, las partículas de catalizador arrastrado.
Desde la sección de baffles de la torre y hacia arriba en los platos de burbujeo, los vapores se van
enfriando gradualmente al contacto con líquido que desciende efectuándose una condensación
parcial de los vapores. Este enfriamiento y condensación continúa a través de toda la torre, de
modo que sólo los hidrocarburos más livianos o de más bajo punto de ebullición permanecerán en
estado de vapor, saliendo por el tope de la torre.
Para controlar las condiciones de temperatura, dentro de la torre, y por lo tanto la condensación
de los hidrocarburos, se le inyectan reflujos (de tope y laterales). Estos reflujos aseguran un
flujo descendente estable de hidrocarburos líquidos a través de la torre, permitiendo así una
separación controlada de las distintas fracciones de hidrocarburos.
2.2.3 Recuperación de Livianos
La Recuperación de Livianos consiste en un sistema de COMPRESIÓN, ABSORCIÓN,
STRIPPING y FRACCIONAMIENTO, cuyo objeto es retener las fracciones de gas, producto de
la conversión, más pesados que el etano.
La ABSORCIÓN, es una operación en la cual una mezcla gaseosa se pone en contacto en
contracorriente, con un líquido con el propósito de retener uno o más componentes del gas
12
solubilizándolos en el líquido. Tal operación logra la transferencia de una substancia desde la
corriente de gas a la de líquido.
Cuando la transferencia de materia ocurre en dirección opuesta, es decir del líquido al gas, la
operación es llamada DESORCIÓN o STRIPPING.
En la absorción, la corriente de gas a medida que asciende, se empobrece en el componente
soluble, y consecuentemente, la fase líquida se enriquece en la misma cantidad a medida que
desciende.
La transferencia unidireccional de materia, desde el gas a la corriente líquida, produce efectos
térmicos que deben ser considerados. Ella incluye un cambio de fase, y al calor de vaporización
o condensación debe agregarse pequeñas cantidades de calor de solución.
En la absorción, gran parte del calor liberado cuando el componente gaseoso condensa en la fase
líquida, aparece como calor sensible en el líquido, ya que sólo una pequeña parte de él es
vaporizado, utilizando el calor liberado por el gas como calor de vaporización. Por esta razón la
temperatura de la fase líquida crece a través de la columna.
El grado de absorción está influido por tres variables principales. Ellas son la temperatura, la
presión y la cantidad de aceite de absorción (aceite pobre), que se alimenta a la torre. Se obtiene
una mejor absorción con baja temperatura, alta presión y alto flujo de aceite pobre.
En el sistema de recuperación de livianos el gas del acumulador de tope del fraccionador se
comprime para retener las fracciones de gas deseadas por absorción C3 y más pesadas,
purificándolas de las indeseadas (etano y más livianos y parte del H2S), mediante el Stripping.
Para asegurar una absorción Primaria, se usa una gasolina como aceite pobre, y la segunda etapa,
el absorbedor Secundario, usa Cycle Oil Liviano (El aceite rico del Absorbedor Secundario,
vuelve al Fraccionador como reflujo).
Los gases que salen del absorbedor Primario, entran al absorbedor Secundario, con el objeto de
completar la absorción de C3 y más pesados, dejando libres el C2 y más livianos que salen
finalmente por el tope.
13
La torre debutanizadora obedece a todos los principios de fraccionamiento esbozados
anteriormente.
2.2.4 Fraccionadora Principal EMC-701 El efluente del reactor de una unidad de FCC es raramente analizado. Es una gran mezcla de
ebullición de hidrocarburos, vapor y catalizador en una temperatura muy caliente. Las
condiciones típicas de temperatura son desde 483 a 552 ºC y de presión desde 2.4 a 3.42 Bar. Por
lo tanto, la composición es mejor determinada por la combinación de los análisis de cada uno de
los productos procedentes de la unidad de fraccionamiento.
El fraccionador principal procesa el efluente del reactor y separa todos los productos que hiervan
más alto que la gasolina. Estos productos incluyen el decantado, COP, COL y la nafta pesada. El
COL y la nafta pesada tienen un rango de punto de ebullición que es fácilmente analizada con la
destilación atmosférica ASTM D 86. Sin embargo, el COP y el decantado tienen un rango de
punto de ebullición que requiere un método diferente de análisis. El COP puede tener un punto
final de ebullición mayor a 483 º C.
El COP y el decantado se pueden analizar con la destilación de vacío ASTM D1160, sin embargo
estas muestras rara vez se realiza de forma rutinaria. Las refinerías están preocupadas por la
pérdida de COL en el decantado de petróleo, a veces se realizan unos puntos de destilación
atmosférica para medir la perdida en el decantado.
Se puede utilizar una prueba de destilación D2887 y D2887-extendida para analizar el COP y
decantado. Estas dos corrientes tienen un contenido significativo de compuestos aromáticos y la
simulación de la destilación se debe corregir para parafinas.
Debido a lo anterior es que en el presente análisis se consideran las curvas de destilación de las
corrientes de salida de la fraccionadora principal EMC-701 las cuales ingresan a un mezclador
para salir en una sola corriente que es la alimentación a la columna fraccionadora, estas curvas se
tabulan en el Capitulo 4 en Datos y Resultados.
A continuación se describe el funcionamiento y las condiciones de operación de la columna
fraccionadora EMC-701. La columna principal se divide en dos secciones:
• Zona de fraccionamiento
14
• Zona de baffles
La zona de fraccionamiento está provista de 38 bandejas y de tres colectores que corresponden a
la nafta entre la bandeja Nº7 y la Nº8, el de Cycle Oil Liviano ubicado bajo la bandeja Nº 21 y el
de Cycle Oil Pesado que se encuentra bajo la bandeja Nº 29. La zona de baffles se ubica en su
parte inferior y tiene por objeto eliminar el catalizador arrastrado por los vapores que ascienden
desde la zona flash cuenta con (8) baffles.
Sistema de Tope.
El vapor de agua y los hidrocarburos que salen por la línea de tope de EMC-701, pasa por un
juego de enfriadores por aire: IC-715, yendo a continuación a completar su enfriamiento en los
enfriadores por agua IC-716. El flujo ya enfriado ingresará al tambor acumulador de producto de
tope FT-704. La gasolina acumulada es bombeada a través de las bombas JB-712, enviándola
como reflujo de tope de EMC-701, controlado así la temperatura de tope de EMC-701.
Nafta Pesada
El colector de nafta se encuentra ubicado sobre la bandeja N°8 desde donde sale la línea de
extracción para bifurcarse en dos sentidos:
• A stripper de nafta ES-704.
• A reflujo de nafta a EMC-701.
En el primer caso la nafta se dirige hacia el stripper ES-704 sección superior, donde por medio de
vapor de 150 lb./pulg2 de presión se remueven los hidrocarburos más livianos. Los hidrocarburos
removidos se dirigen desde la parte superior de ES-704 hacia la EMC-701 ingresando a ésta bajo
la bandeja N° 7. La nafta strippeada es succionada por la bomba JB-710, y es enviada a
enfriamiento con aire en el IC-713. Dirigiéndose a continuación a enfriarse con agua de
refrigeración en IC-714, para luego irse a Tratamiento Merox.
También existen las siguientes alternativas:
• Nafta a la línea de Diesel de Topping N°2, siendo como alternativa el envío a la línea de
Diesel de Topping N°1.
• Nafta a línea de Cycle Oil Liviano (COL) a estanque.
• Nafta a Slop.
15
En caso de la Nafta a reflujo, ésta es succionada desde la línea de salida desde el fondo de la torre
por la JB-709 dirigiéndose a continuación a intercambiar calor con agua de alimentación para
caldera U-751 en el IC-711. Posteriormente, parte de su caudal se enfría con aire en IC-712.
Dirigiéndose a continuación todo el flujo hacia la EMC-701, repartiendo el caudal sobre la
bandeja N° 5 a través de un distribuidor.
Cycle Oil Liviano (COL)
El Cycle Oil Liviano sale desde el colector ubicado entre la bandeja N° 21 y la N° 22 y se dirige
en dos sentidos.
El primero corresponde al flujo que va al stripper ES-703 en sección inferior. Los hidrocarburos
strippeados por la acción del vapor de agua de 150 lb./pulg2 de presión vuelven a la EMC-701
bajo la bandeja N° 21.El COL es succionado por la bomba JB-708 descargando al intercambiador
de calor IC-708 donde le entrega calor al agua de alimentación a la caldera U-751. Luego el
flujo continúa hacia los enfriadores por aire IC-709. Posteriormente, previo enfriamiento con
agua de refrigeración en el IC-710 se puede ir a:
• Estanque de COL.
• A la línea de Diesel de Topping N°2 medido por el FR-750.
• A MHC a la succión de la bomba JB-303.
• A la línea de Diesel de Topping N°1.
• A estanque de Slop.
El segundo circuito pasa por los filtros paralelos desde donde succiona la bomba JB-707 a los
filtros paralelos llega una línea de estanque, usado para las partidas o pérdidas de nivel en el
colector de EMC-701 durante la operación de la unidad.
La bombas JB-707 descarga a un colector ramificándose en tres circuitos.
COL a reboiler IC-732: Es el flujo calefactor del Stripper ES-723. Este flujo de Cycle Oil Liviano
se integra al conjunto del reflujo de COL.
COL a precalentador de carga ES-724: Entrega calor en intercambiador IC-733 a la carga de
gasolina a debutanizar en la ED-724, el flujo se reintegra al total del reflujo.
16
COL a IC-707: Entregando calor al agua de alimentación a calderas de barro, este intercambiador
puede ser usado como enfriador de COL entregando calor al agua de refrigeración. El COL
enfriado intregra el total del reflujo que ingresa sobre la bandeja Nº 19 de la EMC-701 a través de
un distribuidor.
Cycle Oil Pesado (COP).
El colector de Cycle Oil Pesado se ubica entre las bandejas Nº29 y 30 de la torre EMC-701,
desde allí sale una línea que se bifurca en dos circuitos:
De un arranque succiona la bomba de reflujo JB-706 que descarga en las siguientes direcciones:
• A Flushing oil.
• Al combustor como Torch Oil.
• Como reciclo al reactor.
• A reflujo caliente bajo el colector de Cycle Oil Pesado.
• A rehervidor de la torre debutanizadora ED-724.
En el último caso, el Cycle Oil Pesado ingresa al rehervidor IC-736 a calefaccionar el fondo de
la debutanizadora o estabilizadora de gasolina. El flujo una vez salido del IC-736 ingresa como
reflujo de EMC-701 a través de un distribuidor ubicado sobre la bandejaNº 27.
El otro arranque lo constituye la línea que carga el stripper ED-751. El vapor de stripping lo
constituye una corriente de vapor de 150 psig. Los vapores retornan por el tope de ED-751 a la
torre fraccionadora EMC-701, sobre el colector de COP. El líquido es retirado del stripper
ED-751 mediante la bomba J-751 con las siguientes opciones:
• Flujo de extracción a blending (sin enfriamiento).
• Flujo de extracción con enfriamiento en caldera IC-705 para producir vapor de 150 psig. y
luego enfriamiento con agua de refrigeración en IC-758 para envío a estanque.
Producto de Fondo EMC-701.
Se dispone de tres bombas accionadas por vapor, que son: J-704 y J-704A y J-704B, teniendo
cada una de ellas línea de succión individual desde la torre.
Sus descargas se dirigen a:
Intercambiador IC-702 donde entrega calor a la carga de gas oil, yéndose a continuación a EMC-
701 como reflujo de barro a través de la línea común existente para este efecto.
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Intercambiador IC-703 a generar vapor y corresponde a la ex IC-752, dirigiéndose a EMC-701
como reflujo de barro.
Intercambiador IC-704, yéndose este flujo a EMC-701 como reflujo de barro.
Circuito de carga al horno. Empalma aguas abajo del punto donde confluyen los flujos de salida
de barro de IC-702, IC-703 y IC-704. Esta alternativa corresponde al barro que se envía a
estanque. Nace desde la descarga de las Js-704 y se dirige al stripper del producto de fondo de
EMC-701. Los hidrocarburos resultantes de la acción del vapor del stripping vuelven a la EMC-
701 bajo la bandeja Nº34. El barro strippeado es succionado por la bomba J-705, desde donde se
divide en dos sentidos:
• Flujo de recirculación a stripper de producto de fondo ED-702.
• Flujo de barro a estanque.
El reflujo ingresa a la EMC-701 a través de un distribuidor ubicado sobre la bandeja Nº 34.
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2.3 PROCESO DE TRATAMIENTO DE LPG Y FUEL GAS N° 3 (LPG 3)
El LPG proveniente de la unidad de Cracking Catalítico es una mezcla de hidrocarburos
(Propano, Propileno, Butano, Butilenos, Isobutano, etc.) los cuales contienen además impurezas
como el ácido sulfhídrico (H2S), que es necesario eliminar para evitar que los productos
terminados salgan corrosivos.
La eliminación del H2S contenido en el LPG se realiza haciendo reaccionar el H2S con
una solución acuosa al 20% (205 g/l) de Dietanolamina (DEA) a 38 - 40 ºC.
Se forma un compuesto de adición que al calentarlo libera la DEA, desprendiendo el H2S,
permitiendo de esta forma establecer un proceso continuo de extracción del H2S. El mecanismo
de la reacción es el siguiente:
(CH2OH-CH2) 2-NH + H2O (CH2OH-CH2) 2-NH2OH (2.1) DEA Hidróxido de DEA
Al disolver la DEA en agua para preparar la solución al 20%, se forma el Hidróxido de DEA
como un compuesto de adición, el cual reacciona con el H2S, según la siguiente reacción:
38 ºC
( CH2OH-CH2 ) 2 -NH2OH + H2S ( CH2OH-CH2 ) 2 -NH2HS + H2O (2.2) Hidróxido de DEA + Ac. Sulfhídrico 129 ºC Sulfuro ácido de DEA + Agua
El sulfuro ácido de DEA formado, reacciona nuevamente con otra molécula de Hidróxido de
DEA, completando la reacción de la siguiente forma:
(CH2OH-CH2)2-NH2HS + (CH2OH-CH2)2-NH2OH ((CH2OH-CH2)2-NH2)2-S + H2O (2.3) Sulfuro ácido de DEA + hidróxido de DEA Sulfuro de DEA + Agua
resumiendo estas reacciones en una sola, se puede expresar:
38 ºC
2((CH2OH-CH2 ) 2 -NH) + 2 H2O+H2S (( CH2OH-CH2 ) 2 -NH2)2 -S + 2H2O (2.4) 129ºC
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2.3.1 Tratamiento de Fuel Gas
El tail gas proveniente de la planta de Cracking Catalítico, es una mezcla de hidrocarburos
mayoritariamente menores de tres átomos de carbono, que contienen además H2S, el cual es
necesario eliminar. La eliminación se efectúa en una torre donde se hace pasar el gas en
contracorriente con una solución de DEA al 20%. Se verifica la misma reacción mencionada
anteriormente en el sistema de LPG.
El fuel gas, libre de H2S, es enviado desde el tope de la torre hacia el sistema de fuel gas de
refinería.
2.3.2 Tratamiento de aminas
La DEA, rica en H2S, proveniente de las dos torres absorbedoras de LPG E-350 y Fuel Gas E-353
es enviada a flash drum F-380 y F-364, donde se separan las trazas de hidrocarburos arrastrados.
Desde flash drum la DEA aproximadamente el 10% del flujo ingresa al filtro L-354 para luego
ser bombeada por la J-360 junto con el resto del flujo al intercambiador de amina pobre/rica
C-352 y C-373 para finalmente ingresar al Stripper E-354, donde es regenerada. La DEA se
regenera en el Stripper al calentarla a 129ºC, temperatura a la cual la reacción de absorción se
invierte, liberando el H2S. El H2S liberado es enviado a la unidad de Recuperación de Azufre o
Planta de Ácido Sulfúrico. La DEA regenerada es enviada a las torres absorbedoras nuevamente.
22
2.4 PROCESO DE TRATAMIENTO DE AMINAS N° 4 (LPG 4)
La Unidad de Regeneración de Aminas aquí descrita está diseñada para procesar y regenerar
172.31 std. m3/h de corrientes de amina rica (20% peso solución de DEA con un contenido
máximo de 0.32 mol H2S/mol DEA) proveniente de las plantas de Coker y Hidrotratamiento de
Diesel (HDT). Una vez regenerada (0.02 mol H2S/mol DEA), este adsorbente químico se utiliza
en la Planta de Gas de la Unidad de Coker (Scrubber de Fuel Gas y Contactor de Aminas C3/C4)
y en la Unidad HDT (Scrubber de Gas de Reciclo) para eliminarle el H2S que contiene la
corriente de LPG.
El gas ácido, generado continuamente al depurar el H2S de la solución de Amina Rica, se envía a
las nuevas Unidades de Recuperación de Azufre.
Descripción de los equipos principales
Contactor de C3/C4 – Amina (EA-3055)
La función de esta columna es eliminar el H2S de la corriente de C3/C4 (LPG) poniéndola en
contacto con una disolución acuosa de amina. El contenido en H2S del C3/C4 que deja el
contactor es una función de la concentración en amina de la corriente de amina fresca, de su
caudal, del contenido residual en ácido, de la temperatura y, en menor extensión, del nivel
interfacial. La corriente de amina fresca a la columna dispone de un controlador independiente.
El aumento del caudal de amina fresca produce una reducción del contenido en H2S del C3/C4
LPG.
La fuerza de la amina fresca debe estar comprendida en el intervalo 50 % peso ±1 a 2%. Si no es
así, deberán hacerse los ajustes necesarios para que el contenido en H2S sea de 50 ppm o inferior.
Asimismo, el nivel interfacial debe comprobarse porque si es muy bajo, el contacto entre fases
será muy pobre y el contenido en H2S del producto aumentará.
Scrubber de Gas de coque producto – Amina (EA-3054)
La función de esta columna es eliminar el H2S del fuel-gas ácido poniéndolo en contacto con una
disolución acuosa de amina. Las consideraciones hechas para el contactor C3/C4 - Amina son
válidas también para este sistema. Es muy importante que la temperatura de la amina fresca sea
cuando menos 6 ºC (preferentemente 8ºC) más alta que la del gas a tratar, ya que la condensación
de hidrocarburos pesados produce espumas y disminuye la eficacia de eliminación.
23
La absorción de H2S y de CO2 en amina es exotérmica y el calor de reacción desprendido se
elimina en la corriente de amina rica que sale de los fondos de la columna. Si se reduce el caudal
de amina, la temperatura en la parte superior del scrubber aumenta, con lo que las presiones
parciales de equilibrio de los componentes del gas ácido aumentan. Consecuentemente, se
excederán las especificaciones de cabeza de estos componentes. Por el contrario, si se aumenta
excesivamente el caudal de amina, la columna se sobrecarga por inundación. En consecuencia, se
pierde eficacia y el gas llevará un excesivo contenido en compuestos ácidos.
Scrubber de Gas de Reciclo (EA-1801)
Se deben tener las mismas consideraciones que el equipo de Gas de coque producto – Amina
perteneciente a la Planta de Coker EA-3054, la diferencia es que la EA-1801 trabaja a mucho
mayor presión alrededor de los 98 kg/cm2g.
Flash Drum de Aminas (F-41)
El Flash Drum de Aminas (F-41) está diseñado para limitar la cantidad de arrastre de
hidrocarburos en la Amina Rica que se va a regenerar.
Este tambor está diseñado para separar la carga en tres fases distintas; dos fases de líquido
(hidrocarburos más pesados y amina) y una fase de vapor (hidrocarburos más livianos y H2S).
Sin embargo, las condiciones de operación (6.2 kg/cm2g) aseguran que no se producirá flasheo.
Filtro de Amina Rica (L-45)
Este equipo se incluye para disminuir el contenido de sólidos (sulfuro de hierro y sales estables al
calor), minimizando así la tendencia a la espumación en el Regenerador de Aminas.
El diseño de este filtro se basa en un 10% de la circulación de Amina Rica.
Intercambiador de Amina Pobre/Rica (C-41)
La temperatura de salida de la Amina Rica se estableció en 93°C. Este nivel de temperatura
proporciona un enfoque suficiente para lograr un buen diseño térmico con dos (2) carcasas en
serie. Más aún, la temperatura anterior corresponde al límite superior recomendado que permite
la operación sin flasheo en la válvula de control de flujo de Amina Rica.
Regeneradora de Aminas (E-41)
La simulación de la Regeneradora de Aminas ha tomado las siguientes consideraciones:
Residuos de Amina Pobre: 0.02 kg-mol H2S/kg-mol DEA.
24
Ocho (8) etapas teóricas.
Una (1) etapa teórica sobre la entrada de la carga, equivalente a dos (2) bandejas reales (50%
eficiencia).
Siete (7) etapas teóricas bajo la entrada de la carga, equivalentes a veinticuatro (24) bandejas
reales (30% eficiencia).
La presión de operación en el tope (1.4 kg/cm2g) se basa en los requerimientos de las Unidades
Recuperadoras de Azufre (0.8 kg/cm2g) para el Gas Ácido. La presión de operación en el fondo
(1.675 kg/cm2g) se basa en la ∆P máxima permisible de 0.275 kg/cm2g en la torre (0.01 kg/cm2g
/ bandeja).
Condensador de Tope del Regenerador de Aminas (C-43)
El Condensador de Tope del Regenerador de Aminas (intercambiador enfriado por aire) ha sido
simulado considerando como temperatura de condensación 50°C se ha determinado basándose en
la minimización de las pérdidas de H2O con la corriente de Gas Ácido.
Tambor de Reflujo del Regenerador de Aminas (F-42)
El Tambor de Reflujo del Regenerador de Aminas está diseñado para separar la carga de la
corriente de entrada en tres fases; dos fases de líquido (hidrocarburos y amina) y una fase de
vapor (gas ácido).
Reboiler del Regenerador de Aminas (C-42)
El Reboiler del Regenerador de Aminas ha sido especificado basándose en las siguientes
consideraciones:
Se inyecta vapor sobrecalentado como medio de calentamiento.
La presión y temperatura del vapor es 8.35 kg/cm2g y 180°C respectivamente1.
El delta de presión del reboiler es 0.15 kg/cm2
El flujo de vapor es 22.559 kg/h.
La temperatura de salida del vapor es de 173.6 ºC
Bomba de Producto de Fondo del Regenerador de Aminas (J-41 A/B)
Esta bomba por diseño se ha especificado con una sobrecapacidad de 10%. Para la simulación se
ha especificado la presión normal de descarga de la bomba que es 3.96 kg/cm2g.
Enfriador de Amina Pobre (C-44) 1 La temperatura máxima de contacto de metal interna permitida es 150ºC y la temperatura de degradación de la amina es 125ºC.
25
El Enfriador de Amina Pobre (intercambiador enfriado por aire) se ha especificado considerando
una temperatura de salida de la amina pobre de 45°C ésta temperatura se ha establecido
basándose en las condiciones de operación más adecuadas en los absorbedores.
Estanque de Almacenamiento / Retención de Aminas (T-41)
El Estanque de Almacenamiento / Retención de Aminas cuenta con las características para
retener un inventario de solución de amina pobre que se utilizará como make-up para las Plantas
de Coker y HDT. El volumen de retención (110 m3 entre LLL y HLL) equivale a
aproximadamente 30 minutos de retención.
Además de lo anterior, el estanque proporciona un tiempo de residencia suficiente para separar y
desnatar los hidrocarburos adicionales que aún queden en la amina después de la separación en el
flash drum.
Se trata de un estanque API de techo fijo estándar. Es necesario mantener una atmósfera de
nitrógeno para evitar el ingreso de oxígeno al estanque.
Bomba de Carga de Amina Pobre (J-43 A/B)
Se ha simulado esta bomba teniendo las siguientes consideraciones:
Presión de succión -0.03 kg/cm2g.
Presión de diseño normal de descarga de 11.44kg/cm2g
Filtros de Amina (L-41/42/43)
Se ha considerado un slip stream del 25% de la circulación neta de amina como base de diseño
para la filtración de las aminas.
A continuación se describen los tres filtros presentes en el sistema de amina pobre de la planta:
Filtro para la Solución de Aminas (L-41). Este filtro remueve las partículas sólidas (suciedad,
óxido, sulfuro de hierro y otros materiales de esa naturaleza) de la amina pobre.
Filtro de Carbón para Aminas (L-42). Este filtro absorbe hidrocarburos y remueve las impurezas
disueltas de la amina pobre.
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Filtro para Partículas en la Amina (L-43). Este filtro elimina las partículas adicionales y evita la
presencia de carbón sólido que pueda filtrarse del filtro de carbón, evitando así que llegue a la
amina pobre.
Para efectos prácticos de la simulación estos tres filtros fueron considerados como un solo equipo
debido a que la variable que se vería más afectada en el proceso es la presión la cual baja en
forma considerable. La simulación considera una operación ideal por lo tanto el fluido estaría
libre de impurezas.
28
2.5 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N° 1 (SWS 1)
El stripper de aguas ácidas está diseñado para eliminar el H2S y NH3 desde una corriente de 42,7
m3/h de aguas ácidas hasta niveles de 2 ppm y 10 ppm respectivamente.
Las aguas ácidas de diversas fuentes de la Refinería se combinan en una sola corriente y son
recibidas por el flush drum de aguas ácidas (F-11). Este flush drum está dividido en tres
secciones separadas por baffles y rebosaderos. Las aguas ácidas entran en la sección media del
tambor y es aquí donde los hidrocarburos forman una capa en la superficie del agua. La presión
en el flush drum se mantiene en 0.67 Kg/cm2. Los hidrocarburos livianos que se desprenden son
conducidos hacia antorcha. Los hidrocarburos sobrantes que forman una capa son desplazados a
un rebalse hacia la sección de hidrocarburos del tambor, y de ahí son bombeados hacia un
estanque de slop aceite utilizando la bomba de slop aceite de aguas ácidas (J-12).
En el extremo opuesto a la sección de hidrocarburos del tambor, las aguas ácidas libres de
hidrocarburos pasan por un baffle y luego por un rebalse, hasta llegar a la sección de recolección
de aguas ácidas. El volumen de aguas ácidas que sale desde el tambor es regulado por el
controlador de nivel. Las aguas son bombeadas hacia el estanque de almacenamiento de aguas
ácidas (T-11) utilizando la bomba de transferencia de aguas ácidas (J-11 A/B). El estanque de
almacenamiento de aguas ácidas contribuye a la estabilidad de la operación de la Unidad.
Además brinda un tiempo de residencia adicional para que se realice la separación de los
hidrocarburos. El estanque tiene la capacidad de almacenamiento de tres días y está equipado con
un eskimmer flotante para eliminar las capas de hidrocarburo que se puedan acumular las cuales
son retiradas periódicamente hacia slop con la bomba J-16.
Las aguas ácidas del estanque se bombean a través del lado de tubos del intercambiador de
carga/fondo SWS (C-11) hacia el stripper (E-11) utilizando la bomba de alimentación de aguas
ácidas (J-13 A/B). El intercambiador de carga/fondo utiliza el fondo del stripper para calentar las
aguas ácidas desde 32ºC hasta 71ºC antes de que entren en el stripper. El volumen de
alimentación hacia el stripper se fija basándose en los requerimientos de la unidad y es regulado
utilizando un controlador de flujo.
Las aguas ácidas entran en el stripper en el plato N°2 y descienden hasta llegar al plato N°35
donde son recolectadas y dirigidas hacia el reboiler (C-13). El reboiler trabaja con vapor de
media presión, teniendo como alternativa vapor de baja presión (50 lb/pulg2) cuando se procesa
29
bajos caudales de carga. El condensado del reboiler es enviado al sistema de recolección de
condensado de la refinería. El vapor generado por las aguas ácidas strippeadas en ebullición en el
reboiler se eleva a través de la torre, stripeando el H2S y el NH3 de las aguas ácidas por medio de
contacto en los platos. La corriente de vapor rica en H2S / NH3 abandona la sección de stripeado
y es enfriada a 85ºC en la sección pump around para condensar el exceso d²���ua. En esta
sección circulan 105 m3/h de agua a través de un lecho empacado, los cuales son recolectados y
bombeados a través del enfriador C-12 A/B utilizando la bomba desde colector (J-14 A/B), y
devueltos al punto superior del lecho a 60ºC. El agua condensada del vapor por enfriamiento en
el pumparound, hace rebosar el plato recolector y es procesada junto con las aguas ácidas en la
sección de stripping inferior.
El flujo de gas ácido que abandona el stripper es regulado por un controlador de presión que se
fija para mantener la presión en 1.0 Kg/cm2. Durante las operaciones normales, el gas ácido es
enviado a la Unidad recuperadora de Azufre (URA). Sin embargo, cuando se cierra hacia la
Planta de Azufre, el controlador de presión detecta un aumento de presión del sistema, dirigiendo
el gas ácido hacia antorcha para mantener la presión del sistema. La tubería que envía los gases
hacia sistema de antorcha o la Planta de Azufre, debe mantenerse a una temperatura superior a la
formación de sales de amonio. La totalidad de estos segmentos de tuberías debe mantenerse con
sistema de calentamiento con steam tracing y revisarse periódicamente para mantener una
temperatura de 80ºC como mínimo. Si la tubería no se revisa, puede presentarse un taponamiento
por la formación de sales.
El flujo de agua strippeada que abandona el fondo del stripper sale a 126ºC y es enfriado a 86ºC
en el lado carcaza del intercambiador de carga/fondo. El fondo del stripper semi-enfriado es
bombeado por la bomba de agua strippeada (J-15), ya sea a los desaladores de crudo de Topping
N°1 y N°2, o bien, a la laguna. El agua stripeada que ha sido enviada a la laguna es enfriada a
34ºC en el air cooler C-14, y en el enfriador con agua (C-15) antes de abandonar la Unidad.
31
2.6 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N°2 (SWS 2)
En esta unidad, se tratan las corrientes de agua ácida provenientes de la Unidad de Coker
Retardado y de la Unidad de Hidrotratamiento de Nafta / Destilado, eliminando el H2S y NH3 por
depuración con vapor. El agua estripeada se vuelve a enviar a la Unidad de Coker Retardado y a
tratamiento de aguas ácidas. El gas ácido producido en la torre se envía a las Unidades
Recuperadoras de Azufre para su posterior tratamiento.
Se envía una corriente continua de agua ácida al Acumulador de Carga de Agua Ácida de Coker,
F-21, con la bomba de Agua Ácida del Fraccionador.
El Tambor de Carga de Agua Ácida de Coker (F-21) cuenta con un baffle interno para la
separación del aceite arrastrado. Los hidrocarburos recolectados se drenarán bajo control de
nivel on/off por gravedad hacia el Sistema de Drenaje Cerrado.
La presión del Acumulador de Carga de Agua Ácida de Coker (F-21) es controlada
automáticamente por medio de una atmósfera de nitrógeno que actúa en rango dividido con un
venteo automático hacia el sistema de flare.
El agua ácida sale por el fondo de F-21 y se bombea usando las Bombas de Carga de Agua Ácida
de Coker (J-21 A/B) hacia el Estanque T-21, bajo control de nivel. En este sistema también se
incluye una corriente de recirculación bajo control de flujo.
El Estanque de Compensación de Agua Ácida de Coker (T-21) está diseñado para una capacidad
de almacenamiento de 5 días. En este estanque, también se incluye una inyección de nitrógeno
para evitar la emisión de azufre hacia la atmósfera.
El agua ácida que proviene del estanque se bombea con la Bomba de Carga del Stripper de Aguas
Ácidas de Coker (J-23 A/B) para juntarse con el agua ácida de HDT.
La corriente de agua ácida continua que viene de la unidad HDT se envía a un tambor separado
dado que el alto contenido de H2S éste es el acumulador de carga F-22. Este acumulador opera a
la mínima presión posible con el fin de maximizar el contenido de vapor. El vapor de flasheo se
envía directamente a la URA con el gas ácido del stripper.
32
El Acumulador de Carga de Agua Ácida de HDT (F-22) cuenta con un baffle interno para la
separación del aceite arrastrado. Los hidrocarburos recolectados se drenarán bajo control de
nivel on/off por gravedad hacia el Sistema de Drenaje Cerrado.
El agua ácida de HDT no puede enviarse a estanque para evitar un segundo flasheo a la presión
atmosférica. El agua ácida de HDT se bombea con la Bomba de Carga de Agua Ácida de HDT
(J-22 A/B) para juntarse con el agua ácida de Coker.
El agua ácida total se calienta en el Condensador de Tope del Stripper (C-23) para obtener la
temperatura adecuada para ser alimentada al Stripper de Aguas Ácidas (E-21).
El agua ácida calentada entra en el stripper en la bandeja N°4 del stripper de 36 bandejas. A
medida que el agua ácida baja por las bandejas del stripper, entra en contacto con vapor caliente
que sube desde el fondo del stripper, con lo que se produce la depuración. El vapor lo suministra
el Reboiler del Stripper (C-22), reboiler vertical tipo sifón de un solo paso. El medio de
calentamiento del reboiler es vapor MP.
El Condensador de Tope (C-23) es un intercambiador de calor en espiral se diferencia del sistema
tradicional (condensador, tambor de reflujo y bombas de reflujo) en que existe un ahorro
considerable de equipos, puesto que se elimina un tambor, dos bombas y la estructura asociada,
fundaciones, válvulas de control e instrumentación. También se reducen los requerimientos del
área de instalación.
El vapor de tope, rico en H2S y NH3, pasa por el Condensador de Tope del Stripper
(C-23). El medio de refrigeración fluye en espiral a través del cuerpo mientras que el medio de
condensación normalmente fluye en flujo cruzado, entrando por el fondo. El condensado y vapor
residual se sacan por separado desde la extensión inferior de la carcasa; no se requiere un
separador externo de vapor/líquido.
El vapor de tope entra en la base del Condensador, C-22, y sube; el Condensador baja, volviendo
directamente a la torre, en la bandeja N°1, como reflujo.
El gas ácido que sale del Condensador (C-23) y el gas ácido del Tambor de Compensación de
Agua Ácida de HDT (F-22) se juntan y dirigen a las Unidades Recuperadoras de Azufre para su
posterior procesamiento. En caso de emergencia, pueden ventearse ambos gases a flare.
33
El agua estripeada que viene del fondo del Stripper de Aguas Ácidas se bombea con la Bomba de
Agua Estripeada (J-24 A/B) pasando por el Enfriador de Agua Estripeada, E-21, donde es
enfriada.
El agua estripeada fría se envía a Tratamiento de Aguas Residuales para ser tratada y a la Unidad
de Coker Retardado para utilizarse como agua de lavado en la Sección de la Planta de Gas y
como agua de make-up al Estanque de Agua de Decoquificado.
Se considera que la instalación de inyección de NaOH incluirá un estanque de soda y bombas
dosificadoras. El control de la inyección debe ser preciso, para evitar una sobredosis de soda que
podría conducir a problemas de corrosión por tensión o el taponamiento de las bandejas de la
torre con sales de sodio.
35
3. CAPITULO III
3.1 DATOS DE LAS SIMULACIONES
3.1.1 Fraccionadora Principal EMC-701
3.1.2 LPG 3
3.1.3 Tratamiento de Aminas 4
3.1.4 Sour Water Stripper 1
3.1.5 Sour Water Stripper 2
3.2 RESULTADOS DE LAS SIMULACIONES
3.2.1 Simulación de la Fraccionadora Principal EMC-701
3.2.2 Simulación de la Planta de LPG 3
3.2.3 Simulación de la Planta de Tratamiento de Aminas 4
3.2.4 Simulación de la Planta de Sour Water Stripper 1
3.2.5 Simulación de la Planta de Sour Water Stripper 2.
36
3.1 DATOS DE LAS SIMULACIONES.
A continuación se entregan los datos extraídos de las Ingenierías Básicas desarrolladas por
empresas dedicadas al diseño de plantas de procesos químicos desde donde se obtuvieron los
datos de interés para el diseño de cada una de las unidades y plantas simuladas.
Tabla 3.1 Muestra los requerimientos externos de calentamiento y enfriamiento de las distintas plantas para su normal operación, Estos servicios son entregados por la Planta de Suministro.
Servicio P [Kg/cm2] Tº [ºC]
Agua de Refrigeración 1.8 25
Vapor de 600 psi (HP) 39.7 370
Vapor de 150 psi (MP) 11.5 270
Vapor de 50 psi (LP) 3 166
37
3.1.1 Fraccionadora Principal EMC-701
Para la simulación de la columna fraccionadora principal de la planta de Cracking Catalítico se
considera el paquete termodinámico de Peng-Robison Stryjek-Vera (PRSV). Se ha elegido este
paquete termodinámico debido a que está especialmente diseñado para sistemas altamente no
ideales, para mezclas de compuestos con bajas presiones de vapor ha demostrado obtener
óptimos resultados.
Tabla 3.2 Muestra la composición y curvas de destilación de las corrientes más livianos que salen de la columna principal EMC-701.
Ligtht Ends ASTM D86 ASTM D86
Corriente de Gasolina % T °C % T °C
Compuesto %
volumen
NBP
(°C) 0 24 0 107
Propane 0.67 -42.1 10 52 10 182
n-Butane 3.33 -0.5 20 67 20 187
i-Butene 3.77 -6.9 30 81 30 191
n-Pentane 8.52 36.1 40 96 40 195
Cyclopentane 1.2 49.2 50 112 50 198
1-Pentene 7.79 29.9 60 128 60 200
Cyclopentene 0.32 44.2 70 145 70 203
80 161 80 206
90 183 90 209
95 199 95 213
% Total de
Light Ends 25.6
Gasolina de
EMC-701
98 203
Nafta de
EMC-701
98 229
38
Tabla 3.3 Muestra las curvas de destilación de las corrientes más pesadas que salen de la columna principal EMC-701.
ASTM D86 ASTM D 1160
ASTM D
1160
% T °C % T °C % T °C
0 204 0 309 0 400
10 250 5 363 10 447
20 252 10 380 20 463
30 256 20 400 30 481
40 264 30 409 40 491
50 272 40 417 50 498
60 283 50 423 60 512
70 296 60 432 70 533
80 311 70 438 80 556
90 330 80 448 88 597
95 342 90 458
98 356 95 465
COL de
EMC-701
COP de
EMC-701
99 493
Decantado
de EMC-701
Tabla 3.4 Datos de operación y diseño de la Columna Principal EMC-701. Columna Principal EMC-701
Temperatura de Tope [°C] 119
Temperatura de Fondo [°C] 357
Presión de Tope [Kg/cm2g] 1.2
Presión de Fondo [Kg/cm2g] 1.75
N° de Platos 38
Tabla 3.5 Datos de operación y diseño de los Strippers laterales de la Columna Principal EMC-701.
ED-702
Stripper
Decantado
ED-703
Stripper
COL
ED-704
Stripper
Heavy
Naphta
ED-751
Stripper
COP
F de Hidrocarburo [Kg/h] 31249 30188 22093 8216
Temperatura de Tope [°C] 354 211 151 282
Presión [Kg/cm2g] 1,750 1,533 1,300 1,667
N° de Platos 6 6 6 6
39
F vapor MP [Kg/h] 2343 2436 1976 698
Tabla 3.6 Datos de operación de ingeniería básica y diseño de los intercambiadores y Aeroenfriadores de recirculaciones de la EMC-701.
Intercambiador F
[kg/h]
T°
Entrada
[°C]
T° Salida
[°C]
P
[kg/cm2g]
Duty
[kcal/h]
IC-702 / IC-703 / IC-704
Reboiler 497802 386 321 1.75 2,E+07
IC-736 Recirculación de COP 259088 322 268 1.6 9,E+06
IC-707 / IC-754 / IC-733
Recirculación de COL 117461 251 153 1.47 6,E+06
IC-711 / IC-712 Recirculación
de Heavy Naphta 388057 167 77 1.25 2,E+07
Tabla 3.7 Datos de operación de ingeniería básica y diseño de los intercambiadores y Aeroenfriadores de productos de salida de la EMC-701.
Intercambiador F
[kg/h]
T°
Entrada
[°C]
T° Salida
[°C]
P
[kg/cm2g]
Duty
[kcal/h]
IC-713 Enfriador de Heavy
Naphta 1833
144 30
10 1,E+05
IC-708 Enfriador de COL 22439 234 142 23 1,E+06
IC-709 Enfriador de COL 22439 142 40 22 1,E+06
IC-705 Enfriador de COP 494 269 184 4 2,E+04
IC-751 Enfriador de Decantado 10444 371 229 14 9,E+05
40
Tabla 3.8 Datos de operación de ingeniería básica y diseño de los intercambiadores y de productos de salida de la EMC-701 que se consideran para realizar la Integración de Calor.
Carcaza
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
Duty [kcal/h]
1833 30,00 29,80 9
Tubos
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
IC-714
2,E+02
Carcaza
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
Duty [kcal/h]
22439 40,0 37,4 21,9 47977 49,0 40,0 14,8
Tubos
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
IC-710
2,E+04
Carcaza
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
Duty [kcal/h]
494 184 37 3
Tubos
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
IC-757
3,E+04
Carcaza
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
Duty [kcal/h]
10444 229 47 13
Tubos
F [kg/h]
T° Entrada
[°C]
T° Salida [°C]
P [kg/cm2g]
IC-752 / IC-753
9,E+05
41
3.1.2 Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3. La simulación de la Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas considera un paquete
termodinámico especialmente formulado soluciones acuosas con contenido de aminas éste se
llama “Amine Pkg”.
Tabla 3.9 Datos de operación de ingeniería básica de la corriente de Fuel Gas y DEA que ingresan al absorbedor E-353.
Nombre Fuel Gas a E-353 DEA Pobre Temperatura (ºC) 40 40,4 Presión (kg/cm2_g) 6 31,4 Flujo masa (kg/h) 14.240 70465,5
Composición Fracción Másica Methane 0.2376 0.0000 Ethane 0.3221 0.0000 Propane 0.0853 0.0000 i-Butane 0.0289 0.0000 Propene 0.0202 0.0000 1-Butene 0.0064 0.0000 Hydrogen 0.0304 0.0000 H2O 0.0028 0.8000 1-Pentene 0.0085 0.0000 Nitrogen 0.0535 0.0000 Ammonia 0.0000 0.0000 H2S 0.1244 0.0000 CO2 0.0178 0.0000 n-Butane 0.0350 0.0000 i-Pentane 0.0103 0.0000 n-Pentane 0.0077 0.0000 Oxygen 0.0019 0.0000 CO 0.0022 0.0000 n-Hexane 0.0052 0.0000 DEA 0.0000 0.2000 TOTAL 1.0000 1.0000
42
Tabla 3.10 Datos de operación de ingeniería básica de la corriente de LPG y DEA que ingresan al absorbedor E-350.
Nombre LPG a E-350 DEA Pobre Temperatura (ºC) 35 40,4 Presión (kg/cm2_g) 30 31,4 Flujo masa (kg/h) 36.671,1 2068,9
Composición Fracción Másica H2S 0,0010 0.0000 C2 0,0013 0.0000 C2= 0,0001 0.0000 C3 0,1209 0.0000 C3= 0,2643 0.0000 n-C4 0,0831 0.0000 i-C4 0,1965 0.0000 i-C4= 0,3245 0.0000 n-C5 0,0001 0.0000 i-C5= 0,0083 0.0000 H2O 0.0000 0.8000 DEA 0.0000 0.2000 TOTAL 1.0000 1.0000
43
Tabla 3.11 Condiciones de operación de ingeniería básica consideradas en la simulación de los equipos principales de la Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3.
TAG Nombre Equipo Consideraciones
E-353 Absorbedor de Gas Amina en unidad LPG 3.
Presión 5 kg/cm2g. Temperatura 50 ºC 20 platos
E-354 Stripper de Amina
Presión 1.7 kg/cm2g. Temperatura de tope 116 ºC Temperatura e fondo 130 ºC. 22 platos
F-364 Flash Drum de Amina Rica Presión 3,7 kg/cm2g. Temperatura de tope 47 ºC
F-380 Flash Drum de Amina Rica Presión 3,7 kg/cm2g. Temperatura de tope 47 ºC
C-351 Aeroenfriador Enfriador por aire.
C-352 Intercambiador de calor amina Pobre/Rica.
Temperatura de salida por los tubos de amina rica 87ºC.
C-353 / C-372 Reboiler de Stripper Temperatura de salida por la carcaza
de 130.5ºC.
C-354 Enfriador de amina pobre
Temperatura de salida de amina pobre 40 ºC. Enfriador con agua a 25 ºC y 1,5 kg/cm2g.
44
3.1.3 Tratamiento de Aminas 4
La simulación de la planta de tratamiento de aminas también considera el paquete termodinámico
“Amine Pkg”.
Tabla 3.12 Datos de operación de la corriente de Fuel Gas y DEA que ingresan al absorbedor EA-1801 de la planta de HDT.
EA-1801
(200) Gas de Reciclo Lean Amine
TºC 40 45P kg/cm2g 97,8 97,8F KG/H 22450 37211
Componentes kgmol/h H2O 0,41 1650,28NH3 0 0H2S 0,55 1,41H2 71,84 0C1 1,62 0C2 0,49 0C3 0,14 0i C4 0,05 0n C5 0,33 0DEA 0 70,69
Tabla 3.13 Datos de operación de la corriente de Fuel Gas, LPG y DEA que ingresan a los absorbedores EA-3054 y EA-3055 de la planta de Coker.
EA-3054 EA-3055 (100) FG 67 Lean Amine (110) LPG 70 Lean Amine T°C 43 45 41 45P kg/cm2 13,22 5,69 10,62 33,23F kg/h 6618 39393 5427 8934
Componentes kgmol/h H2S 11,37 1,5 4,01 0,34H2 33,07 0 0 0CO2 1,56 0 0 0C1= 176,57 0 0 0C2= 14,06 0 0,01 0C2 89,07 0 0,79 0C3= 1,38 0 20,24 0C3 1,53 0 50,8 0iC4 0,04 0 4,85 0C4 0,1 0 15,32 01,2 C4 0 0 0,25 0nC4 0,12 0 16,69 0C5 0,14 0 0,69 0H2O 1,85 1747,04 0 396,2DEA 0 74,84 16,97
45
Tabla 3.14 Condiciones de operación consideradas en la simulación de los equipos principales de la Planta de Tratamiento de Aminas 4.
TAG Nombre Equipo Consideraciones
EA-1801 Absorbedor de Fuel Gas con Amina en unidad HDT.
Presión de Tope 97,8 [Kg/cm2g] Presión de Fondo 97,9 [Kg/cm2g] Temperatura de Tope 45 [°C] Temperatura de Fondo 51 [°C] 12 platos
EA-3054 Absorbedor de Fuel Gas con Amina en unidad Coker.
Presión de Tope 5,69 [Kg/cm2g] Presión de Fondo 5,84 [Kg/cm2g] Temperatura de Tope 45 [°C] Temperatura de Fondo 50 [°C] 3 platos empacados
EA-3055 Absorbedor de LPG con Amina en unidad Coker.
Presión de Tope 32,1 [Kg/cm2g] Presión de Fondo 33,7 [Kg/cm2g] Temperatura de Tope 45 [°C] Temperatura de Fondo 47 [°C] 3 platos empacados
F-41 Flash Drum de Amina Rica Presión 6,2 [kg/cm2g]. Temperatura 50,4 [ºC]
E-41 Stripper de Amina
Presión de Tope 1.4 [kg/cm2g]. Presión de Fondo 1.675 [kg/cm2g] Temperatura de Tope 115,6 [ºC] Temperatura e Fondo 130,4 [ºC] 26 platos
T-41 Amine Surge / Storage Tank Presión Atmosférica. Temperatura 45 [°C]
C-41 Lean / Rich Amine Exchanger
Temperatura de entrada 130,4 [°C] Lean Amine (Shell) Temperatura de salida 89,6 Lean Amine (Shell) Presión de entrada1,7 [kg/cm2g] Lean Amine (Shell) Temperatura de entrada 50,4 [°C] Rich Amine (Tube) Temperatura de salida 93 [°C] Rich Amine (Tube) Presión de entrada 6,05 [kg/cm2g] Rich Amine (Tube)
C-42 Amine Regenerator Reboiler
Temperatura de entrada 129,9 [°C] Amine (Shell) Temperatura de salida 130,4[°C] Amine (Shell) Presión de entrada1,7 [kg/cm2g] Amine (Shell) Flujo 200.095 [Kg/h] Amine (Shell) Temperatura de entrada 180 [°C] Steam MP(Tube) Temperatura de salida 173,6 [°C] Steam MP (Tube) Presión de entrada 8,35 [kg/cm2g] Steam MP (Tube) Flujo 22.559 [Kg/h] Steam MP (Tube)
46
C-44 Lean Amine Cooler
Temperatura de entrada 89,6 [°C] Lean Amine. Temperatura de salida 45 [°C] Lean Amine. Presión de entrada 3,6 [kg/cm2g] Lean Amine. Flujo 178.920 [Kg/h] Lean Amine. Temperatura de entrada de Aire 27 [°C]
J-41 Amine Regenerator Bottoms Pump
Capacidad de Diseño 181 [m3/h] Diferencial de Presión 2,17 [kg/cm2] Power 30 [kW]
J-43 Lean Amine Feed Pump Capacidad de Diseño 220,63 [m3/h] Diferencial de Presión 11,47 [kg/cm2] Power 110 [kW]
47
3.1.4 Sour Water Stripper 1 La simulación de la planta de Sour Water Striper 1 considera un paquete termodinámico
especialmente formulado para aguas ácidas llamado “Sour Soave- Redlich- Kwong” (Sour SRK).
Tabla 3.15 Condiciones de operación de la corriente de aguas ácidas que ingresan a la planta de SWS 1.
Componente F molar Propano (C3H8) 0.34 Butano (C4H10) 0.22 Fenol (C6H5OH) 0.15 Agua (H2O) 2300.05 Amoniaco (NH3) 16.05 Ácido Cianhídrico (HCN) 0.14 Acido Sulfhídrico (H2S) 16.86 Benceno (C6H6) 0.12 Flujo Total (kgmol/hr) 2333.93 Temperatura (°C) 37 Presión (kg/cm2g) 0.64
Tabla 3.16 Condiciones de operación de intercambiadores presentes en la planta de SWS 1.
C-11 intercambiador de alimentación y fondo de E-11 Tubos (Agua Ácida) Carcaza (Agua Estripeada)T° Entrada [°C] 32 126 T° Salida [°C] 71 86 P [kg/cm2 g] 4,99 1.49 DP [kg/cm2 g] 0,35 0,35 F [kg/h] 42.292 41.251 Superficie de trasferencia de calor (m2) 60 m2 Duty [kcal/h] 1.773.000
C-13 Reboiler de E-13 Tubos (Vapor MP) Carcaza (Agua estripeada)T° Entrada [°C] 299 124 T° Salida [°C] 183 125 P [kg/cm2 g] 9,84 1,38 DP [kg/cm2 g] 0,35 0,035 F [kg/h] 11.760 53.281 Superficie de trasferencia de calor (m2) 140 Duty [kcal/h] 6.387.000
C-15 Enfriador de agua estripeada. Tubos (Agua Fría) Carcaza (SWS Fondo) T° Entrada [°C] 25 49 T° Salida [°C] 41 34 P [kg/cm2 g] 1,49 6,12 DP [kg/cm2 g] 1,05 0,35 F [kg/h] 39.826 41.251
48
Superficie de trasferencia de calor (m2) 160 Duty [kcal/h] 656.000
Tabla 3.17 Condiciones de operación del Aeroenfriador presente en la planta de SWS 1. C-14 Aeroenfriador de agua estripeada
Tubos (Agua Estripeada) T° Entrada [°C] 86 T° Salida [°C] 49 P [kg/cm2 g] 6,83 DP [kg/cm2 g] 0,7 F [kg/h] 41.251 Superficie de trasferencia de calor (m2) 3.300 Duty [kcal/h] 1.619.000
Lado del Aire T° Entrada [°C] 27
Tabla 3.18 Condiciones de operación de las bombas presentes en la planta de SWS 1. J-11
Bomba de SW a T-11
J-12 Bomba Slop Oil
J-13 Bomba
Alimentación de Agua Ácida
J-15 Bomba agua
Estripeada
J-16 Bomba
Hidrocarburos
Capacidad de Diseño (m3/h) 46,9 5,1 46,7 45,4 5,1
Diferencial de Presión (kg/cm2)
4,7 3,7 6,2 6,7 4,5
Power (kW) 14,9 3,7 18,6 18,6 3,7
Tabla 3.19 Condiciones de operación del stripper de aguas ácidas E-11. Stripper E-11
Zona Empacada Zona de Platos de un paso T° Tope [°C] 88.5 119.1 T° Fondo [°C] 115.6 125.7 (plato 35) P Tope [kg/cm2 g] 1.00 1.069 P Fondo [kg/cm2 g] 1.037 1.386 (plato 35)
Otros: El stripper cuenta con un lecho empacado y un plato con chimenea para enfriar el
gas estrippeado en la parte superior de la torre, y con treinta y cuatro platos de un solo paso en la
parte inferior para el stripping.
49
3.1.5 Sour Water Stripper 2
La simulación de la planta de Sour Water Striper 2 también considera el paquete termodinámico
para aguas ácidas “Sour Soave- Redlich- Kwong” (Sour SRK).
Tabla 3.20 Condiciones de operación de la corriente de aguas ácidas que ingresan a la planta de SWS 2.
Componente Sour Water
from Delayed Coker
Sour Water From HDT
Unit Acido Sulfhídrico (H2S) 3,1026 7,7205 Amoniaco (NH3) 5,1696 9,699 Fenol (C6H5OH) 0,1378 0 Ácido Cianhídrico (HCN) 0,0479 0 Mercaptanos (RSH) 0,1876 0 Agua (H2O) 1329,7 1135,5 Flujo Total (kgmol/hr) 1338,3455 1152,9195 Temperatura (°C) 41 49,78 Presión (kg/cm2g) 2,5 1,35
Tabla 3.21 Condiciones de operación de intercambiadores presentes en la planta de SWS 2.
C-22 Reboiler de E-21 Tubos (Fondo
Stripper) Carcaza (Vapor MP)
T° Entrada [°C] 132,4 269,2 T° Salida [°C] 132,7 183,5 P [kg/cm2 g] 1,95 10,74 DP [kg/cm2 g] 0,05 F [kg/h] 52.720 8.500 Duty [kcal/h] 4.472.000
C-23 Condensador de Tope de E-21 Lado Caliente
Vapor de Tope Lado Frío
Alimentación SWS T° Entrada [°C] 121,6 41,93 T° Salida [°C] 95 91 P [kg/cm2 g] 1,55 6 DP [kg/cm2 g] 0,3 0,7 F [kg/h] 5.273 45.060 Duty [kcal/h] 2.292.000
50
Tabla 3.22 Condiciones de operación del Aeroenfriador presente en la planta de SWS 2. C-21 Aeroenfriador de agua estripeada
Tubos (Agua Estripeada) T° Entrada [°C] 132,3 T° Salida [°C] 49 P [kg/cm2 g] 6,5 DP [kg/cm2 g] 0,7 F [kg/h] 44.190 Duty [kcal/h] 3.900.000
Lado del Aire T° Entrada [°C] 27
Tabla 3.23 Condiciones de operación de las bombas presentes en la planta de SWS 2.
J-21 Bomba de F-21 a T-
21
J-22 Bomba de
F-22 a E-21
J-23 Bomba de T-21
a E-21
J-24 Bomba agua
Estripeada Power (kW) 9 7,5 11 11
Tabla 3.24 Condiciones de operación del stripper de aguas ácidas E-21. Stripper E-21
T° Tope [°C] 125 T° Fondo [°C] 135 P Tope [kg/cm2 g] 1,55 P Fondo [kg/cm2 g] 1,93 N° de Platos Reales 36 Inyección de NaOH [Kg/h] 2
51
3.2 RESULTADOS DE LAS SIMULACIONES.
A continuación se tabulan los valores entregado por la simulación de cada planta con respecto a
los datos que entregan las ingenierías básicas.
Se tabula el porcentaje de diferencia entre el valor entregado por Ingeniería Básica y el valor
entregado por HYSYS como error relativo según la ecuación (3.1)
( )%100⋅⎥
⎦
⎤⎢⎣
⎡ −=
IB
IBHYSYSR Valor
ValorValorAbsE (3.1)
Para comparar los valores de composiciones se calcula un el error individual para cada medición
por medio del cual se calcula un error global EG de la corriente.
∑ ⋅= iRIBiG ExE ,, (3.2)
Donde xi corresponde a fracción entregada por ingeniería básica y el error relativo al mismo
componente ER.
52
3.2.1 Simulación de la columna principal EMC-701 Tabla 3.25 Entrega la comparación de los flujos de las corrientes de entrada, salida por el tope, fondo y corrientes laterales de la columna EMC-701.
E-701
Corriente kg/h % Diferencia
1 Alimentación
IB 1876061
AlimentaciónHYSYS 223093
18,92
3 gas IB 122800
3 gas HYSYS 102400
16,61
5 gasolina IB 76250
5 gasolina HYSYS 83795
9,90
15 nafta pesada
IB 179915
nafta pesadaHYSYS 1836
2,07
25 COL IB 26854
25 COL HYSYS 24321
9,43
32 COP IB 613
32 COP HYSYS 619
1,01
37 Decantado
IB 46564637
Decantado HYSYS 497983
6,94
53
3.2.2 Simulación de la Planta de LPG 3
Tabla 3.26 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del absorbedor de LPG E-350 compradas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
E-350
Fracción Molar
(3) Sweet LPG de
IB
(3) Sweet LPG
Hysys
% Diferencia
(4) DEA Rica de
IB
(4) DEA Rica
Hysys
% Diferencia
T °C 35 35,48 1,4 36 34,41 4,4F Kgmol/h 729,61 726,6 0,4 97 96 1,5
Fracción Molar H2O 0 0,00209 - 0,9488 0,9449 0,4O2 0 0 - 0 0 - N2 0 0 - 0 0 - H2S 0,00007 0,00000 0,0 0,0106 0,0121 0,1C1 0 0 - 0 0 - C2 0,00220 0,00220 0,0 0 0 - C2= 0,00010 0,00010 0,0 0 0 - C3 0,13800 0,13831 0,0 0 0,0001 - C3= 0,31628 0,31687 0,1 0 0,0011 - n C4 0,07199 0,07216 0,0 0 0 - i C4 0,17020 0,17059 0,0 0 0 - 1 C4= 0,29118 0,29179 0,1 0 0,0005 - n C5 0,00010 0,00010 0,0 0 0 - DEA 0 0 - 0,0406 0,0413 0,1i C5 0,00579 0,00581 0,0 0 0 - CO2 0 0 - 0 0 - H2 0 0 - 0 0 - C5= 0,00411 0 0,4 0 0 - EG resultante 0,6 EG resultante 0,6
54
Tabla 3.27 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del absorbedor de Fuel Gas E-353 comparadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
E-353
Fracción Molar
(8) fuel gas Trat
de IB
(8) fuel gas
Tratado Hysys
% Diferencia
(9) Rich Amine from E-353
IB
(9) DEA Rica
Hysys
% Diferencia
T °C 40 40,02 0,1 45 46,33 3,0P Kg/cm2 12 12 0,0 12,5 11,7 6,4F Kgmol/h 685,8 686,8 0,1 3276,9 3269 0,2F Kg/h 12183 12210 0,2 71339 71200 0,2
Fracción Molar H2O 0,00515 0,00583 0,07 0,94751 0,94732 0,019O2 0 0 - 0 0 - N2 0,07193 0,07186 0,01 0,00002 0,00001 0,001H2S 0,00002 0,00001 0,00 0,00854 0,00882 0,028C1 0,30993 0,30958 0,03 0,00009 0,00007 0,002C2 0,16121 0,16104 0,02 0,00005 0,00004 0,001C2= 0,10900 0,10899 0,00 0,00010 0,00007 0,003C3 0,01038 0,01037 0,00 0,00000 0,00000 0,000C3= 0,01950 0,01947 0,00 0,00002 0,00002 0,000n C4 0,00559 0,00558 0,00 0 0 - i C4 0 0 - 0 0 - 1 C4= 0,00426 0,00426 0,00 0 0 - n C5 0,00462 0,00462 0,00 0 0 - DEA 0 0 - 0,04060 0,04070 0,010i C5 0 0 - 0 0 - CO2 0 0,00037 - 0,00301 0 0,296H2 0,29843 0,29802 0,04 0,00005 0 0,284 EG resultante 0,17 EG resultante 0,645
55
Tabla 3.28 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del Stipper de aminas E-354 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
E-354
Fracción Molar
(25) acid gas de IB
(25) acid gas de Hysys
% Diferencia
(26) Lean Amine
from E-353 IB
(26) Lean Amine
from E-354 Hysys
% Diferencia
T °C 49 48,97 0,1 130 130,46 0,4P Kg/cm2 1,5 1,50 0,0 1,7 1,70 0,0F Kgmol/h 39,3 39,19 0,3 3380,1 3324,94 1,6F Kg/h 1401 1398,32 0,2 73014 71874,66 1,6
Fracción Molar H2O 0,0526986 0,04843 0,4 0,95834 0,95800 0,03O2 0 0 - 0 0 - N2 0 0,00005 - 0 0 - H2S 0,6950102 0,70210 0,7 0,00054 0,00079 0,02C1 0,0010183 0,00091 0,0 0 0 - C2 0,0005092 0,00050 0,0 0 0 - C2= 0,003055 0,00219 0,1 0 0 - C3 0 0,00005 - 0 0 - C3= 0,0010183 0,00217 0,1 0 0 - n C4 0 0 - 0 0 - i C4 0 0 - 0 0 - 1 C4= 0,0002546 0,00045 0,0 0 0 - n C5 0 0 - 0 0 - DEA 0 0 - 0,04106 0,04120 0,01i C5 0 0 - 0 0 - CO2 0,2459267 0,24268 0,3 0,00007 0 0,01H2 0,0005092 0,00045 0,0 0 0 - EG resultante 1,7 EG resultante 0,08
56
3.2.3 Simulación de la Planta de Tratamiento de Aminas 4 Tabla 3.29 Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de Fuel Gas EA-3054 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
EA-3054
Fracción Molar
(102) Sweet FG (IB)
(102) Sweet FG (Hysys)
% Diferencia
(103) Rich Amine (IB)
(103) Rich Amine (Hysys)
% Diferencia
H2S 0,0000 0,0100 1,0 0,0109 0,0117 0,0746H2 0,3002 0,2961 0,4 0,0000 0,0000 0,0003CO2 0,0002 0,0022 0,2 0,0006 0,0003 0,0333C1 0,4116 0,4062 0,5 0,0000 0,0000 0,0005C2= 0,0316 0,0312 0,0 0,0000 0,0000 0,0002C2 0,2118 0,2090 0,3 0,0000 0,0000 0,0001C3= 0,0032 0,0031 0,0 0,0000 0,0000 0,0029C3 0,0124 0,0122 0,0 0,0000 0,0000 0,0016iC4 0,0052 0,0051 0,0 0,0000 0,0000 - C4= 0,0002 0,0002 0,0 0,0000 0,0000 - 1,2 C4 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 - nC4 0,0017 0,0017 0,0 0,0000 0,0000 - C5 0,0079 0,0077 0,0 0,0000 0,0000 - H2O 0,0140 0,0153 0,1 0,9476 0,9472 0,0390DEA 0,0000 0,0000 - 0,0407 0,0407 0,0017 EG resultante 2,6 EG resultante 0,1544 Tabla 3.30 Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de LPG EA-3055 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
EA-3055
Fracción Molar
(110) Sweet
LPG (IB)
(110) Sweet LPG
(Hysys)
% Diferencia
(140) Rich Amine
(IB) (78)
(140) Rich Amine (Hysys)
% Diferencia
H2S 0 0 - 0,0104 0,0102 0,0206H2 0 0 - 0 0 -CO2 0 0 - 0 0 -C1= 0 0 - 0 0 -C2= 0,0001 0,0001 0,0006 0 0 -C2 0,0072 0,0072 0,0031 0 0 -C3= 0,1807 0,1824 0,1723 0,0002 0,0006 0,0394C3 0,4640 0,4625 0,1444 0,0001 0,0003 0,0112iC4 0,0447 0,0442 0,0427 0 0 -C4= 0,1412 0,1386 0,2516 0,0000 0,0003 0,02781,2 C4 0 0 - 0 0 -nC4 0,1542 0,1545 0,0303 0 0 -C5 0,0063 0,0063 0,0036 0 0 -H2O 0,0015 0,0032 0,1678 0,9486 0,9480 0,0605DEA 0,0001 0 0,0096 0,0406 0,0406 0,0017 EG resultante 0,8 EG resultante 0,1612
57
Tabla 3.31.- Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de Gas de Reciclo EA-1801 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
EA-1801
Fracción Molar
(2) Rich Amine
(IB)
(2) Rich Amine (Hysys)
% Diferencia
H2S 0,0221031 0,0220 0,0056 H2 0 0,0002 - CO2 0 0,0019 - C1 0 0,0008 - C2= 0 0,0001 - C2 0 0,0003 - C3= 0 0 - C3 0 0 - iC4 0 0 - C4= 0 0 - 1,2 C4 0 0 - nC4 0 0 - C5 0 0 - H2O 0,9376803 0,9347 0,2974 DEA 0,0402166 0,0399 0,0286 EG resultante 0,3316
58
Tabla 3.32 Comparación de las corrientes de alimentación y salida del Flash Drum F-41 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
F-41 (Flash Drum)
Fracción Molar
1 Rich Amine From Coker (IB)
1 Rich Amine From Coker
(Hysys)
% Diferencia
2 Rich Amine From
HDT (IB)
2 Rich Amine From HDT
(Hysys)
% Diferencia
(4) Flashed Gas (IB)
(4) Flashed
Gas (Hysys)
% Diferencia
(6) Sour Water (IB)
(6) Sour Water (Hysys)
% Diferencia
H2S 0,0109 0,0114 0,05 0,0217 0,0220 0,03 0 0,8444 84,44 0,0119 0,0063 0,55 NH3 0 0 - 0 0 0,00 0 0 0 0 0 - H2 0 0 - 0,0000 0,0002 - 0 0,0080 0,80 0 0 - CO2 0,0006 0,0003 0,04 0,0000 0,0019 - 0 0,0705 7,05 0,0004 0,0002 0,02 C1 0 0 - 0,0000 0,0008 - 0 0,0324 3,24 0 0 - C2= 0 0 - 0,0000 0,0001 - 0 0,0054 0,54 0 0 - C2 0 0 - 0,0000 0,0003 - 0 0,0114 1,14 0 0 - C3= 0,0000 0,0001 0,01 0 0 - 0 0,0055 0,55 0 0 - C3 0 0 - 0 0 - 0 0,0024 0,24 0 0 - i-C4 0 0 - 0 0 - 0 0 0 0 0 - n-C4 0 0 - 0 0 - 0 0 0 0 0 - DEA 0,0407 0,0407 - 0,0402 0,0399 0,03 0 0 0 0,0406 0,0408 0,02 H2O 0,9476 0,9474 0,02 0,9380 0,9347 0,33 0 0,0200 2,00 0,9471 0,9527 0,56 N2 0 0 - 0 0 - 0 0 0 0 0 - C4= 0 0 - 0 0 - 0 0 0 0 0 - i-C5 0 0 - 0 0 - 0 0 0 0 0 - EG resultante 0,0657 EG resultante 0,3628 EG resultante 15,5607 EG resultante 0,6025
59
Tabla 3.33 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de aminas E-41 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
E-41
Fracción Molar
Entrada (IB)
Entrada (Hysys)
% Diferencia
Gas Ácido (IB)
Gas Ácido (Hysys)
% Diferencia
Lean Amine
(IB)
Lean Amine (Hysys)
% Diferencia
H2S 0,0119 0,0058 0,61 0,9034 0,5194 38,41 0,0008 0 0,08 NH3 0 0 - 0 0 - 0 0 - H2 0 0 - 0,0010 0,0001 0,09 0 0 - CO2 0,0004 0,0001 0,02 0,0293 0,0125 1,67 0 0 - C1 0 0 - 0,0020 0,0003 0,17 0 0 - C2= 0 0 - 0,0006 0,0001 0,05 0 0 - C2 0 0 - 0,0012 0,0001 0,11 0 0 - C3= 0 0 - 0,0014 0,0003 0,11 0 0 - C3 0 0 - 0,0008 0,0000 0,08 0 0 - i-C4 0 0 - 0 0 - 0 0 - n-C4 0 0 - 0 0 - 0 0 - DEA 0,0406 0,0408 0,02 0 0 - 0,0395 0,0413 0,18 H2O 0,9471 0,9532 0,61 0,0601 0,4672 40,71 0,9597 0,9587 0,10 N2 0 0 - 0 0 - 0 0 - C4= 0 0 - 0,0002 0,0000 0,02 0 0 - i-C5 0 0 - 0 0 - 0 0 - EG resultante 0,6571 EG resultante 43,0130 EG resultante 0,2868
60
3.2.4 Simulación de la Planta de Sour Water Stripper 1.
Tabla 3.34.- Comparación de las corrientes de alimentación y salida del Flash Drum F-11 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
F-11 (Flash Drum)
1 (I. B.) Alim.
1 (HYSYS)Alim.
% Diferencia
2 (I. B.)Vapor Flash Drum
2 (HYSYS)Vapor Flash
Drum
% Diferencia
3 (I. B.)HC
Flash Drum
3 (HYSYS)HC Flash
Drum
% Diferencia
4 (I. B.) SW Flash
Drum
4 (HYSYS) SW Flash
Drum
% Diferencia
T °C 37 37 0,0000 37 37 0,0000 37 37 37 37 0,000 P kg/cm2 0,64 0,64 0,0000 0,64 0,64 0,0000 0,64 0,64 0,64 0,64 0,000 F kg-mol/hr 2333,93 2333,93 0,0000 0,9500 0,9478 0,2357 0,01 0,01 2332,970 2332,974 0,000
Flujo Molar kg-mol/hr C3 0,34 0,34 0,0000 0,340 0,340 0,0778 0 0,00 - 0 0,00 - n-C4 0,22 0,22 0,0000 0,220 0,219 0,3133 0 0,00 - 0 0,00 - C6H5OH 0,15 0,15 0,0000 0,000 0,000 - 0 0,00 - 0,1500 0,1500 0,021 H2O 2300,05 2300,05 0,0000 0,040 0,036 10,5081 0 0,00 - 2300,0100 2300,0142 0,000 NH3 16,05 16,05 0,0000 0,000 0,000 - 0 0,00 - 16,0500 16,0497 0,002 HCN 0,14 0,14 0,0000 0,000 0,000 - 0 0,00 - 0,1400 0,1395 0,350 H2S 16,86 16,86 0,0000 0,240 0,239 0,3023 0 0,00 - 16,6200 16,6206 0,004 C6H6 0,12 0,12 0,0000 0,110 0,113 2,6227 0,0100 0,0071 28,8572 0 0,00 -
61
Tabla 3.35 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de Aguas Ácidas E-11 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
E-11 (Stripper)
8 (I. B.) Alimentación
8 (HYSYS) Alimentación
% Diferencia
9 (I. B.) Tope
9 (HYSYS)Tope % Diferencia 10 (I. B.)
Fondo
10 (HYSYS)
Fondo
% Diferencia
T °C 71 71 0,0000 85 85 0,0000 115,6 120,7 4,4118 P kg/cm2 6,03 5,88 2,4876 1 1 0,0000 1,037 1,037 0,0000 F kg-mol/hr 2332,9700 2332,9740 0,0002 43,6100 43,6089 0,0025 2289,3600 2289,3651 0,0002
Flujo Molar kg-mol/hr C3 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 - n-C4 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 - C6H5OH 0,1500 0,1500 0,0213 0,0000 0,0006 - 0,1500 0,1493 0,4520718 H2O 2300,0100 2300,0142 0,0002 10,8100 10,7996 0,0963 2289,2000 2289,2146 0,0006363 NH3 16,0500 16,0497 0,0017 16,0400 16,0486 0,0533 0,0100 0,0012 88,203398 HCN 0,1400 0,1395 0,3500 0,1400 0,1395 0,3514 0,0000 0,0000 - H2S 16,6200 16,6206 0,0037 16,6200 16,6206 0,0037 0,0000 0,0000 - C6H6 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 - 0,0000 0,0000 -
62
3.2.5 Simulación de la Planta de Sour Water Stripper 2.
Tabla 3.36 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de Aguas Ácidas E-21 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS.
E-21
Compuesto (Kg-mol/hr)
18 (I. B.) Alimentación
18 (HYSYS)Alimentación
% Diferencia
21 (I. B.)Tope
21 (HYSYS)Tope
% Diferencia
23 (I. B.)Fondo
23 (HYSYS)Fondo
% Diferencia
T °C 91 92,52 1,6658 121,6 124,39 2,2969 132 132,42 0,3216 P kg/cm2 3,886 3,89 0,0053 1,55 1,55 0,0000 1,93 1,93 0,0000 F kg-mol/hr 2491,2633 2490,7697 0,0198 38,8449 237,4400 511,2515 2452,2182 2253,4189 8,1069
Flujo Molar kg-mol/hr H2S 10,8230 10,8214 0,0151 10,8200 10,8214 0,0126 0,0035 0,0000 100,0000 NH3 14,8670 14,8649 0,0142 14,7890 14,8563 0,4550 0,0769 0,0086 88,8289 C6H5OH 0,1378 0,0000 99,9998 0,0002 0,0000 99,9705 0,1378 0,0000 99,9999 C2H6S 0,1876 0,0807 56,9740 0,1877 0,0807 56,9969 0 0 - HCN 0,0479 0,0478 0,1623 0,0480 0,0478 0,3769 0 0 - H2O 2465,2000 2464,9549 0,0099 13,0000 211,6338 1527,9525 2452,0000 2253,3925 8,0998 NaOH 0 0 - 0 0 - 0,0000 0,0178 -
63
4. CAPITULO IV
4.1 INTEGRACIÓN DE ENERGÉTICA
4.2 DATOS PARA LA INTEGRACIÓN ENERGÉTICA
64
4.1 INTEGRACIÓN DE ENERGÉTICA
La integración de procesos (IP) es un enfoque eficaz que permite a las industrias aumentar su
rentabilidad a través de reducciones en el consumo de energía, agua y materias primas, reducción
en la emisión de gases de efecto invernadero y en generación de residuos.
Entre las metodologías de IP, el análisis de Pinch es sin duda el más utilizado. Esto es debido a
la simplicidad de sus conceptos subyacentes y, especialmente, a los más espectaculares resultados
que ha obtenido en numerosos proyectos en todo el mundo.
En el presente estudio se analiza la posibilidad de aprovechar el calor de las corrientes calientes
que salen de la columna principal EMC-701 de la Planta de Cracking Catalítico, los
intercambiadores a analizar son corresponden a los siguientes:
Tabla 4.1 Intercambiadores asociados a la columna EMC-701 considerados para la integración de calor.
Intercambiador
Corriente de
Hidrocarburo a
Enfriar
IC-752 Decantado
IC-757 COP
IC-710 COL
IC-714 Naphta
4.1.1 Datos para la Integración Energética.
A continuación se entregan los datos de operación considerados para realizar la evaluación
energética de los intercambiadores de la EMC-701.
65
Tabla 4.2 Datos de Ingeniería Básica Intercambiadores
F [kg/h] P [kg/cm2]
T [°C] Entrada
T [°C] Salida
DP [kg/cm2] Q [kcal/h]
Carcaza (Decantado) 23.212 12.9 202 80 0.7
Tubos (agua de refrigeración) IC-752
84.195 1.5 25 40 1.5
1.26 e6
Carcaza (COP) 7.739 14.2 199 45 0.35
Tubos (agua de refrigeración) IC-757
35.119 1.5 25 40 1.5
0.53 e6
Carcaza (COL) 47.977 14.8 49 40 0.352
Tubos (agua de refrigeración) IC-710
11.568 1.8 23 38 0.7
0.17 e6
Carcaza (Naphta) 20.817 9.9 43 35 0.65
Tubos (agua de refrigeración) IC-714
34.244 1.5 25 27 1.5
0.07 e6
4.1.2 Integración Energética Indirecta.
Se considera que la forma de aprovechar el calor de éstas corrientes, para poder realizar una
interacción con las plantas SWS 1 y 2 y Tratamientos de Amina 3 y 4, es produciendo vapor de
baja presión (LP) para integrarlo con los reboiler de cada stripper de las plantas mencionadas,
esto en el mejor de los casos y evaluar con que planta se comportaría mejor el aporte de calor
indirecto que se plantea.
El vapor LP debe tener una presión de 3 [Kg/cm2] y una temperatura de 166 [ºC]. Conociendo
éstas condiciones se descarta de la integración los intercambiadores IC-710 y IC-714 debido a las
bajas temperaturas del hidrocarburo. Por lo tanto se continúa el análisis con los intercambiadores
IC-752 y IC-757.
Para realizar el análisis se consideran dos casos el Caso A que corresponde a un flujo normal de
operación del COP y Decantado y el Caso B que corresponde a un aumento del 30% en los flujos
de COP y Decantado como se muestra a continuación.
66
Tabla 4.3 Resultados para IC-752 del análisis realizado en HYSYS para el Caso A. IC-752 (CASO A)
CW_to_ IC-
752_(CA)
Vap_fromIC-
752_(CA) (45) DEC (46) DEC
Vapour Fraction - 0 1 0 0 Temperature °C 25 166 229,4 80 Pressure kg/cm2g 5 3,5 13,3 12,6 Molar Flow kgmole/h 143,9 143,9 57,6 57,6 Mass Flow kg/h 2592,9 2592,9 23212,0 23212,0 Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 2,6 2,6 22,2 22,2 Molar Enthalpy kcal/kgmol -68062,9 -56511,2 -169215,8 -198082,6 Heat Flow kcal/h -9796309,6 -8133673,7 -9746293,4 -11408929,4 Tabla 4.4 Resultados para IC-757 del análisis realizado en HYSYS para el Caso A. IC-757 (CASO A)
CW_to_ IC-757 (CA)
VLP_fromIC-757 (CA)
(34) COP in
(35) COP a Almac
Vapour Fraction - 0 1 0 0 Temperature °C 25 166 199 45 Pressure kg/cm2g 5 3,5 3 2,68 Molar Flow kgmole/h 48,5 48,5 27,8 27,8 Mass Flow kg/h 874,0 874,0 7739,0 7739,0 Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,9 0,9 7,8 7,8 Molar Enthalpy kcal/kgmol -68062,9 -56511,2 -122766,7 -142919,6 Heat Flow kcal/h -3302186,0 -2741736,9 -3414125,4 -3974574,5
Tabla 4.5 Resultados para IC-752 del análisis realizado en HYSYS para el Caso B. IC-752 (CASO B)
CW_to
IC-752_(CB)Vap_from
IC-752_(CB)(45)
DEC (CB) (46)
DEC (CB) Vapour Fraction - 0 1 0 0 Temperature °C 25 166 229,4 80 Pressure kg/cm2g 5 3,5 13,3 12,6 Molar Flow kgmole/h 187,1 187,1 74,9 74,9 Mass Flow kg/h 3370,7 3370,7 30175,0 30175,0 Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 3,4 3,4 28,9 28,9 Molar Enthalpy kcal/kgmol -68062,9 -56511,2 -169215,8 -198082,6 Heat Flow kcal/h -12734949,2 -10573565,5 -12669929,5 -14831313,3
67
Tabla 4.6 Resultados para IC-757 del análisis realizado en HYSYS para el Caso B. IC-757 (CASO B)
CW_to IC-757 (CB)
Vap_from_IC-757_(CB)
(34) COP (CB)
(35) COP a Almac (CB)
Vapour Fraction - 0 1 0 0 Temperature °C 25 166 199 45 Pressure kg/cm2g 5 3,5 3 2,7 Molar Flow kgmole/h 63,1 63,1 36,2 36,2 Mass Flow kg/h 1136,3 1136,3 10061,0 10061,0 Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1,1 1,1 10,2 10,2 Molar Enthalpy kcal/kgmol -68062,9 -56511,2 -122766,7 -142919,6 Heat Flow kcal/h -4292969,8 -3564364,2 -4438495,4 -5167100,9
4.1.3 Análisis de Integración de Calor a Través del Método Pinch.
Se consideran las corrientes de salida de los stripper laterales de la EMC-701 de COL, COP y
Decantado como corrientes calientes para hacer la integración con las corrientes de fondo de los
stripper de SWS 1, SWS 2, LPG 3 y Tratamiento de Aminas 4.
Tabla 4.7 Datos de las corrientes calientes involucradas en la integración energética. Corriente
Nº Temperatura
Entrada Temperatura
Salida Flujo másico Calor Especifico Descripción
°C °C kg/h kcal(IT)/(kg.°C) 1 210 40 26854 0,5623 COL 2 276 45 7739 0,5092 COP 3 202 80 23212 0,5115 Decantado
Tabla 4.8 Datos de las corrientes frías involucradas en la integración energética. Corriente
Nº Temperatura
Entrada Temperatura
Salida Flujo másico Calor Latente Descripción
°C °C kg/h kcal/(kg.) 3 132,4 133,4 51600 539 SWS 2 4 130,2 131,2 79270 539 LPG 3 5 129,9 130,9 106100 539 T. Aminas 4 6 124 125 50160 539 SWS 1
En las corrientes 4, 5, 6 y 7 se considera el calor latente, debido a que lo que ocurre en estos
equipos es una vaporización del agua que se está tratando. Para aplicar la metodología pinch en
estos casos diversos autores [7,8] proponen asumir un cambio de temperatura de 1°C con el fin de
calcular un FCp ficticio que represente el mismo cambio entálpico asociado al cambio de fase
según lo demuestra la siguiente ecuación:
)(FicticioCFTH
Tm
p⋅=ΔΔ
=Δ⋅λ
(4.1)
68
Se considera un ΔTmin de 10 ºC, a continuación se muestra la tabla con las temperaturas
modificadas, donde se resta ΔTmin / 2 a las corrientes calientes y se suma ΔTmin / 2 a las corrientes
frías.
Tabla 4.9 Temperaturas ajustadas.
Corriente Nº
Temperatura de Entrada
Temperatura de Salida Heat Flow Tipo de
Corriente
Temperatura de Entrada Ajustada
Temperatura de Salida Ajustada
°C °C MJ/h °C °C 1 210 40 10748 HOT 205,0 35,0 2 276 45 3811 HOT 271,0 40,0 3 202 80 6065 HOT 197,0 75,0 4 132,4 133,4 116445 COLD 137,4 138,4 5 130,2 131,2 178887 COLD 135,2 136,2 6 129,9 130,9 239434 COLD 134,9 135,9 7 124 125 113195 COLD 129,0 130,0
Ahora se ordenan las temperaturas de mayor a menor para proceder a realizar el balance de
entalpía para cada intervalo de temperatura.
Para cualquier intervalo i el balance de entalpía está dado por:
ΔHi = (ΣmCpcal - ΣmCpfrías)(Ti-Ti+1) (4.2)
Luego se debe formar una cascada de calor que vaya desde T1 hasta T12, si se supone inicialmente
que no hay fuente calor externa entonces Qh = Q1 = 0, se evalúa la cantidad de calor que fluye
desde Ti a Ti+1 mediante el siguiente balance:
Qi+1 = Qi + ΔHi (4.3)
69
De los balances de energía para cada intervalo se obtiene la cascada de calor que se muestra en la Figura 4.1.
Temperatura Intervalo T(i+1)-Ti mCpnet dH
Cascada
°C °C MJ/h/K MJ/h � H Qi � H Qi 271 ▼ 0 ▼ 637434
1 66 16,4989 1088,9286 1088,929 1088,929 205 ▼ 1088,9 ▼ 638523
2 8 79,7196 637,7569 637,7569 637,7569 197 ▼ 1726,7 ▼ 639161
3 58,6 129,4292 7584,553 7584,553 7584,553 138,4 ▼ 9311,2 ▼ 646745
4 1 -116315,5269 -116315,5269 -116316 -116315,5 137,4 ▼ -107004 ▼ 530430
5 1,2 129,4292 155,3151 155,3151 155,3151 136,2 ▼ -106849 ▼ 530585
6 0,3 -178758,0063 -53627,4019 -53627,4 -53627,4 135,9 ▼ -160476 ▼ 476958
7 0,7 -418192,3056 -292734,6139 -292735 -292734,6 135,2 ▼ -453211 ▼ 184223
8 0,3 -239304,8701 -71791,461 -71791,5 -71791,46 134,9 ▼ -525002 ▼ 112432
9 4,9 129,4292 634,2032 634,2032 634,2032 130 ▼ -524368 ▼ 113066
10 1 -113065,9002 -113065,9002 -113066 -113065,9 129 PINCH ▼ -637434 ▼ 0
11 54 129,4292 6989,1785 6989,179 6989,179 75 ▼ -630445 ▼ 6989,2
12 35 79,7196 2790,1865 2790,187 2790,187 40 ▼ -627655 ▼ 9779,4
13 5 63,2207 316,1035 316,1035 316,1035 35 ▼ -627339 ▼ 10095
Figura 4.1 Cascada de Calor.
70
Se observa que se obtienen valores negativos para algunos niveles, esto implica que la cascada de
calor viola la segunda ley de la termodinámica ya que significaría que se estaría transfiriendo
calor de una región de baja temperatura a otra de alta temperatura. Para corregir este efecto se
debe agregar calor desde una fuente externa, por esto, se elige entonces el valor negativo más alto
y se agrega esa cantidad de calor como Qh luego se vuelve a hacer el balance de energía.
Entonces ahora el esquema resultante cumple con el flujo natural de calor, es decir, Qi es mayor o
igual a cero para toda i.
Analizando los balances realizados se puede observar lo siguiente:
• Qh representa la cantidad mínima de calentamiento que se necesita por parte de servicios
externos.
• Qc corresponde a la cantidad de enfriamiento externo que se necesita.
• El flujo de calor Q10 es igual a cero, esto significa que corresponde al punto crítico para el
diseño de la red llamado punto pinch.
Entonces el punto de pinch con respecto a las temperaturas originales se muestra a continuación:
Pinch Caliente 134 °C Pinch Frío 124 °C
La cantidad de servicios externos mínimos se muestra a continuación:
Mínimo Calentamiento Externo 637434,15 MJ/h Mínimo Enfriamiento Externo 10095,47 MJ/h
El punto de pinch divide la red en dos zonas, los siguientes criterios son esenciales para obtener
la red que se busca:
• No transferir calor a través del punto de pliegue.
• No usar calentamiento abajo del punto de pliegue.
• No usar enfriamiento arriba del punto de pliegue.
71
A continuación se presenta el diagrama de red para éste problema
Figura 4.2 Diagrama de Red.
Intervalo 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 PINCH
Corriente N°
Flujo de Calor (MJ/h)
mCp (MJ/h/K)
Tipo de Corriente
(°C)
271
205
197
138,
4
137,
4
136,
2
135,
9
135,
2
134,
9
130
129 75
40
35
1 10747,5 63,2 HOT ● | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | ▼
2 3811,2 16,5 HOT ● | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | | ▼
3 6064,6 49,7 HOT ● | | | | | | | | | | | | | | | | | ▼
4 SWS2 116445,0 116445,0 COLD ▲ | ●
5 LPG 3 178887,4 178887,4 COLD ▲ | | | ●
6 T Amina 239434,3 239434,3 COLD ▲
| | | ●
7 SWS1 113195,329 113195,3295 COLD ▲ | ●
72
A continuación se muestran las curvas compuestas que se obtienen del este problema en la cual
también podemos notar la mínima cantidad de calor que se podría integrar entre las corrientes
propuestas.
Hot and Cold Composite Curves
0
50
100
150
200
250
300
0 100000 200000 300000 400000 500000 600000 700000
Heat Flow(MJ/h)
Act
ual T
empe
ratu
re (°
C)
Figura 4.3 Curva Compuesta de las corrientes calientes y frías.
73
En la Figura 4.5 se muestra la gran curva compuesta la cual engloba ambos tipos de corrientes y
se acumula el déficit o superávit resultante, es construida con los puntos obtenidos en la cascada
de calor donde el primer punto corresponde a la cantidad mínima de enfriamiento, el último
punto corresponde a la cantidad mínima de calentamiento y el punto que queda con H = 0
corresponde al punto de pinch.
Grand Composite
0
50
100
150
200
250
300
0 100000 200000 300000 400000 500000 600000 700000Net Heat Flow(MJ/h)
Shift
ed T
empe
ratu
re (°
C)
Figura 4.4 La Gran Curva Compuesta.
74
5. CAPITULO V
5.1 DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS
5.1.1 Simulaciones.
5.1.2 Integración Energética
5.2 CONCLUSIONES
75
5.1 DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS
5.1.1 Simulaciones.
EMC-701:
Con respecto a la simulación de la fraccionadora principal de la planta de Cracking Catalítico
podemos observar de la Tabla 3.25 que la mayor diferencia de flujos los registra la corriente de
alimentación en donde el dato de ingeniería básica entrega el flujo total en kilos/hora y los datos
ingresados son las curvas de TBP de las corrientes de salida de la torre donde también se debe
realizar un ajuste con respecto al agua que ingresa a la columna producto del vapor que viene
desde el reactor . La corriente de gas también tiene una desviación considerable esto se debe al
ajuste del balance de materia que realiza Hysys y a la complejidad de hacer converger los stripper
laterales y pump around que tiene asociados la columna.
Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3:
La simulación de la planta de tratamiento de LPG y Fuel Gas N° 3, se ajusta bien con respecto a
la ingeniería básica, el absorbedor de LPG E-350 Tabla 3.26 tiene un buen comportamiento, la
mayor diferencia la muestra el componente de H2S en la corriente de DEA Rica absorbiendo un
14.1 % más del H2S que el planteado por la Ingeniería Básica, el resto de los componentes se
comportan de la manera esperada. Los resultados del absorbedor E-353 en general tiene el
comportamiento esperado, la mayor desviación la presenta la corriente de gas tratado saliendo
con menor contenido de H2S (ver Tabla 3.27) esto puede deberse a que la simulación tiene un
comportamiento más ideal y saca un mayor % de H2S que el que plantea la Ingeniería Básica.
Para el stripper de aminas E-354 la fracción molar de H2S de la corriente de amina pobre es 9.2%
mayor que la planteada por la ingeniería básica pero está dentro de los rangos permitidos para ser
reutilizada como agente absorbente en los equipos absorbedores.
Planta de Tratamiento de Aminas 4:
En la simulación de la planta de tratamiento de Aminas 4 el absorbedor de Fuel Gas EA-3054
Tabla 3.29 existe un mayor arrastre de H2S y CO2 en la corriente de Sweet Fuel Gas respecto a lo
esperado aunque de todas formas está dentro de los límites permitidos, por otra parte la corriente
de Amina Rica tiene un comportamiento dentro de lo esperado.
En el absorbedor de LPG EA-3055 Tabla 3.30 se puede observar que presenta un mayor arrastre
de H2O en la corriente de LPG tratado respecto a lo esperado pero de todas formas está dentro de
76
un rango aceptable, la corriente de amina rica presenta una buena absorción de H2S aunque
presenta un mayor arrastre de hidrocarburos.
El absorbedor ES-1801 presenta un comportamiento bastante cercano a lo esperado aunque la
corriente de amina rica tiene un mayor arrastre de hidrocarburos como se puede observar en la
Tabla 3.31.
El Flash Drum F-41 (ver Tabla 3.32) presenta una diferencia debido a que la ingeniería básica
presenta como flujo cero la corriente (4) de gases ácidos mientras que Hysys presenta un flujo de
hidrocarburos livianos y principalmente contenido de H2S en dicha corriente, esta diferencia hace
que la alimentación al stripper de aminas E-41 (ver Tabla 3.33) sea algo diferente con respecto a
los datos de ingeniería básica, aunque se puede observar que el stripper funciona de manera
óptima debido a que logra separar los compuestos de hidrocarburos y gas ácido por el tope y
entrega una amina pobre en óptimas condiciones para ser reutilizada en la sección de absorción
según lo esperado.
Planta de Sour Water Stripper 1:
La simulación de la planta de Sour Water Stripper 1 muestra un óptimo funcionamiento, muy
cercano a lo esperado a excepción de la corriente de fondo del Stripper E-11 Tabla 3.35 la cual
tiene un mayor arrastre de amoniaco que el valor entregado por ingeniería básica. El resto de los
equipos se comporta de la manera esperada.
Planta de Sour Water Stripper 2:
La simulación de Sour Water Stripper 2 presenta las mayores diferencias en la corriente de
alimentación del Stripper E-21 Tabla 3.33 en la composición de mercaptanos y fenoles, esto se
debe a que estos compuestos se van por la corriente de hidrocarburos (6) del Coker Sour Water
Surge Drum F-21, ésta variación se replica en la corriente de tope (21) y además ésta corriente
tiene un arrastre de H2O mayor al valor entregado por la ingeniería básica.
77
5.1.2 Integración Energética. Se observa en la primera etapa donde se evalúa la posibilidad de generar vapor de baja presión
que la cantidad de vapor que se podría generar es baja pensando en realizar una integración con
alguno de los reboilers de las plantas de SWS 1 y 2 ó con los Stripper de los Tratamiento de
Amina 3 y 4, con las que se pretende integrar debido a que todas utilizan sobre 11 Ton/h de vapor
de media presión por lo tanto el aporte de calor de éste vapor de baja presión sería mínimo en
comparación con lo que se necesita.
Por otro lado al considerar realizar una integración directa de calor entre las corrientes de
decantado, COP y COL con los reboilers de los stripper de las plantas propuestas a través del
método Pinch se observa una gran diferencia entre el calor que necesitan las corrientes frías para
conseguir su vaporización con respecto al calor que podrían aportar las corrientes calientes; la
corriente 1 podría aporta un 11,3% del calor que necesita la corriente 4 para vaporizarse y si se
integra con la corriente 3 podría aporta un 17,3% del calor necesario. Por otro lado la corriente 2
podría aportar un 7,3% del calor que necesita la corriente 3, al integrarlo con las otras corrientes
este porcentaje baja considerablemente.
78
5.2 CONCLUSIONES
Según lo que se ha expuesto en el presente trabajo se puede concluir lo siguiente:
5.2.1 Simulaciones Las simulaciones realizadas se presentan como gran ayuda para predecir comportamientos frente
a posibles cambios en las condiciones de operación de las distintas plantas, por ejemplo un
cambio en las condiciones del crudo que se procese (considerando que cada vez se compran
crudos más pesados debido al menor costo de éstos) hará que los productos de fondo de la
columna principal EMC-701 de la planta de Cracking Catalítico Fluidizado, como el COP y el
Decantado aumenten sus flujos, éstos valores podrán ser aproximados por la simulación de dicha
columna, por otra parte los crudos más pesados tienen una mayor contenido de compuestos
azufrados por lo que las aguas ácidas provenientes principalmente de las aguas de lavado
utilizadas en los condensadores de tope verán incrementada su concentración de H2S y NH3 para
ello se podrá predecir el comportamiento de los Strippers de aguas ácidas, así, también se podrá
estudiar el comportamiento de las columnas absorbedora de LPG y Fuel Gas asociadas a las
Plantas de Tratamientos de Amina 3 y 4, tal vez se deban aumentar los flujos de las corrientes de
amina pobre para poder cumplir con los requerimientos del tratamiento de LPG y Fuel Gas
respectivos, por otro lado también se verá alterado el funcionamiento de las columnas de
tratamiento de aminas que verían aumentado el flujo de amina rica a tratar, en fin, éstas
simulaciones servirán para estudiar diversos cambios en la operación de los distintos equipos
simulados tanto a nivel de operaciones unitarias como de la planta en su conjunto.
La simulación de los intercambiadores IC-757 y IC-752 (Simulación “EMC-701.hsc”) de COP y
Decantado respectivamente muestra que la producción de vapor de baja presión es mínima en
comparación con la cantidad de vapor de media presión que utilizan los reboilers de los strippers
considerados (E-11, E-21, E-41, E-354), por lo tanto se descarta ésta posibilidad de integración
indirecta.
79
5.2.2 Integración de Calor
La integración de calor es muy baja, esto se debe a que las corrientes frías necesitan realizar un
cambio de fase para poder cumplir con la función de desorber el ácido sulfhídrico contenido en el
agua, para el caso de las plantas de SWS o en el caso de los tratamientos de Aminas para lograr la
separación del ácido sulfhidrico de la corriente de amina. El calor latente que necesitan los
reboiler de los stripper es mucho mayor que el calor que podrían aportar las corrientes calientes
de los intercambiadores IC-757 e IC-752.
En cuanto al análisis realizado a través del método Pinch podemos concluir que no es viable
realizar una integración energética entre las corrientes propuestas, debido a que la inversión
necesaria para implementar la integración a simple vista es muy alta y el porcentaje de calor
aportado desde las corrientes calientes hacia las corrientes frías es muy bajo corresponde a
aproximadamente un 11 %, luego la recuperación de la inversión sería a muy largo plazo.
Según lo expuesto anteriormente se puede concluir que se ha cumplido con los objetivos
propuestos para éste trabajo de titulación.
80
6. REFERENCIAS
[1] Clement, P. Smith, �HYSYS 3.2 USER GUIDE., Hyprotech, a subsidiary of
Aspen Technology Inc., 2003.
[2] Jiménez Gutiérrez A., Diseño de Procesos en Ingeniería Química, Editorial REVERTÉ
S.A., 2003.
[3] Holman J.P., Transferencia de Calor, Editorial Mc Graw Hill, Octava Edición.
[4] Kern D., Procesos de Transferencia de Calor, Editorial Continental S.A., Trigésima
Primera Edición, 1999.
[5] Traybal R., Operaciones de Transferencia de Masa, Editorial Mc Graw Hill, Segunda
Edición.
[6] Perry R. H., Manual de Ingeniero Químico, Editorial Mc Graw Hill, Sexta Edición.
[7] Kemp I. C., Pinch Analysis and Process Integration, ELSEVIER, Second Edition, 2007.
[8] Ríos C. M., Análisis y Evaluación de Integración Térmica de las Corrientes de Proceso
de la Unidad de Ruptura Catalítica de Ecopetrol Gerencia Refinería de Cartagena
Utilizando la Metodología Pinch, Universidad Nacional de Colombia Sede Manizales
Facultad de Ingeniería y Arquitectura Ingeniería Química, 2003
81
7. ANEXOS
82
A.- IMAGEN DE LA PANTALLA PRINCIPAL DE LAS SIMULACIONES.
A continuación se muestran las vistas de las plantas simuladas en HYSYS® V 7.1.
83
84
85
86
87
88
B.- BALANCES DE MASA Y ENERGÍA
A continuación se entregan los Balances de Masa y Energía entregados por HYSYS® V 7.1de
cada planta simulada, la numeración corresponde a los diagramas de flujo mostrados en el
Capitulo 2.
Propiedad
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Propiedad
Propiedad
-6,07E+05 -5,41E+05 -2,35E+05 -5,74E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -5,41E+05 -5,41E+05-184.916.721 -4.676.172 -2.708.579 -4.448.127Heat Flow kcal/h -164.765.329 -164.729.091
479,17 13,60 1,90 12,50Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 479,17 479,17497.982,87 14.133,15 1.878,19 13.055,55Mass Flow kg/h 497.982,87 497.982,87
1.273,66 36,15 48,19 32,40Molar Flow kgmole/h 1.273,66 1.273,661,75 1,75 1,75 1,75Pressure kg/cm2g 1,75 3,65
313,07 378,07 377,16 364,87Temperature °C 378,07 378,130 0 1 0Vapour Fraction - 0 0
-5,37E+05 -6,18E+05 -4,74E+05
Unit 37 DEC a PA 38 DEC PA 39 DEC de PA 40 DEC a E-702 41 DEC de E-702 42 DEC a J-705
kcal/kgmol -4,74E+05 -4,74E+05 -4,74E+05
0,50 0,50 0,13kcal/h -244.982 -244.939 -195.938 -222.125 -255.650 -49.001m3/d 0,62 0,62 0,50
1,73 1,73 0,43kg/h 618,69 618,69 494,92 494,92 494,92 123,77
kgmole/h 2,16 2,16 1,73
0-278,35
kg/cm2g 1,67 3,50 3,50 3,00 2,50 3,50278,35 183,90 37,00°C 278,29 278,35
36 COP al riser
0
Unit 31 HCO a J-751 32 COP de J-751
0 0 0
34 COP
0
33 COP
-4,57E+05 -4,18E+05
35 COP a Almac
-2,42E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -4,39E+05 -4,18E+05 -4,18E+05-93.537.267 -102.247.044 -324.222 -543.994Heat Flow kcal/h -12.619.604 -93.540.167
263,68 263,68 0,91 0,44Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 25,73 263,68259.794,08 259.794,08 900,48 431,79Mass Flow kg/h 24.320,75 259.794,08
936,53 936,53 3,25 9,41Molar Flow kgmole/h 120,20 936,531,94 1,63 1,67 1,67Pressure kg/cm2g 21,60 1,67
1
Temperature °C 37,40 333,35 333,36 279,33 333,35 324,17
28 COP de PA 29 COP a E-751 30 COP de E-751
Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 25 COL a Almac 26 COP a PA 27 COP de PA
-3,60E+05 -3,59E+05 -3,99E+05 -4,38E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -3,39E+05 -2,32E+05-10.347.264 -10.326.341 -11.475.887 -12.594.126Heat Flow kcal/h -11.580.321 -4.331.444
25,73 25,73 25,73 25,73Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 29,93 5,2124.320,75 24.320,75 24.320,75 24.320,75Mass Flow kg/h 28.063,73 4.742,98
120,20 120,20 120,20 120,20Molar Flow kgmole/h 142,96 78,271,53 22,97 22,27 21,92Pressure kg/cm2g 1,53 1,53
230,16 231,05 142,20 40,00Temperature °C 247,31 244,960 0 0 0Vapour Fraction - 0 1
Unit 19 COL a E-703 20 COL de E-703 21 COL a J-708 22 COL a C-708 23COL 24 COL
-3,54E+05 -3,39E+05 -3,39E+05 -3,83E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -3,15E+05 -3,54E+05-353.667 -338.921 -48.351.377 -54.632.346Heat Flow kcal/h -859.821 -353.600
2,08 125,00 125,00 125,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 2,08 2,081.836,30 117.187,33 117.187,33 117.187,33Mass Flow kg/h 1.836,30 1.836,30
11,41 596,96 596,96 596,96Molar Flow kgmole/h 11,41 11,418,19 1,53 2,61 1,50Pressure kg/cm2g 9,50 8,84
0
Temperature °C 149,23 30,00 29,80 247,31 247,37 149,32
16 COL a PA 17 COL a C-707 18 COL de PA
Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 13 NFT 14 NFT 15 NFT a T. soda
-3,15E+05-2,84E+05
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow kcal/h
m3/d 446,03
Molar Enthalpy kcal/kgmol -2,84E+05-171.598.792
2,08446,03-1.176.742 -1.928.400 -315.395-171.587.748
11,41385.171,33 2.641,32 1.325,32 1.836,30Mass Flow kg/h 385.171,33 385.171,33
Molar Flow kgmole/h 2.530,79 2.530,79
148,91
Pressure kg/cm2g 1,30 1,97 1,27 1,30 1,30 1,30Temperature °C 180,67 180,70
12 NFT a J-710
0 0 1 0
Unit 7 a NFT PA
Vapour Fraction - 0 0
-1,84E+05kcal/kgmol -4,00E+04 -9,82E+04
0
-5,62E+04 -2,84E+05
8 PA 9 de NFT PA
0
10 NFT a E-704
-189.978.380446,03
Vapour Fraction - 0 0
26,38-9.240.312
m3/d 333,58 326,78kcal/h -34.308.624 -89.754.102 -30.035.135 -31.915.673
kg/h 223.092,66 208.194,203.587,32 3.823,58
45 DEC
-3,14E+05
210,18
48 fondo E701
96.537,04 8.471,14 83.795,03 19.391,12177,94
2.234,93 470,22 908,25
2.530,79 17,35 34,82
8,49 113,97
11 NFT de E-704
90,67
-1,84E+05
36,00kg/cm2g 2,00 1,20 0,90 0,90 0,90 0,90
36,00 36,00 36,00
46 DEC a Almac
3,06 1,50
-2,84E+05 -2,32E+05
47 DEC a Reactor
180,67 164,95
-39.930.256
1 0 0 0- 1 1
Unit 43 DEC de J-705 44 DEC
°C 531,00 120,00
kgmole/h
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAE-701
Unit 1 a E-701 2 al condensador 3 Gas de MC 4 Agua a SWS 5 GSL a URL 6 Reflujo
0 0
Temperature °C 365,22 365,22 229,40 47,00 365,22 378,07
Pressure kg/cm2g 13,97 13,97 13,27 12,57 13,97 1,75
Molar Flow kgmole/h 32,40 25,92 25,92 25,92 6,48 0,01
Mass Flow kg/h 13.055,55 10.444,44 10.444,44 10.444,44 2.611,11 4,55
Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 12,50 10,00 10,00 10,00 2,50 0,00
Heat Flow kcal/h -4.442.135 -3.553.708 -4.385.489 -5.273.159 -888.427 -1.504
Molar Enthalpy kcal/kgmol -5,74E+05 -5,74E+05 -7,08E+05 -8,51E+05 -5,74E+05 -5,41E+05
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kJ/kgmol 0,00E+00 0,00E+00
0,00
Heat Flow kcal/h 0,00 0,00 0,00 0 0 00,00 0,00 0,00 0,00
Mass FlowStd Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00Pressure kg/cm2g 0,00 0,00
0
Temperature °C 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 0 0
Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 0 0 0
-2,17E+04 1,35E+04 -2,36E+05 -2,72E+05Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,92E+04 -2,92E+04-19.351.423,13 1.316.428 -25.080.132 -28.923.461Heat Flow kcal/h -669.620,68 -22.580.564,42
1.876,39 177,85 192,60 192,60Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 48,98 1.651,6879.269,70 7.387,57 8.008,91 8.008,91Mass Flow kg/h 2.072,77 69.896,913.734,27 409,11 444,57 444,57Molar Flow kgmole/h 95,90 3.234,05
1,70 1,70 11,50 11,43Pressure kg/cm2g 19,20 19,20
0
Temperature °C 40,00 40,00 130,25 130,45 189,28 189,02
34 35 36
Vapour Fraction - 0 0 0 1 1
Unit 31 32 33
0,00kg/h 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,00
-2,47E+04 -2,47E+04 -2,77E+04 -2,92E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol 1,07E+04 -2,12E+04-19.652.533,17 -19.612.705 -21.998.628 -23.213.217Heat Flow kcal/h 99.480,03 -16.821.630,49
1.698,63 1.698,63 1.698,63 1.698,63Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 41,67 1.698,6371.885,40 71.885,40 71.885,40 71.885,40Mass Flow kg/h 1.387,72 71.885,403.325,25 3.325,25 3.325,25 3.325,25Molar Flow kgmole/h 38,88 3.325,25
1,70 19,20 19,20 19,20Pressure kg/cm2g 1,50 1,70
0
Temperature °C 49,11 130,44 91,63 92,19 58,00 40,00
28 29 30
Vapour Fraction - 1 0 0 0 0
Unit 25 26 27
-2,88E+04 -2,88E+04 -2,88E+04 -2,53E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,88E+04 -2,88E+04-2.353.031 -20.839.581 -23.192.612 -20.361.709Heat Flow kcal/h -23.192.612 -2.353.031
176,56 1.563,73 1.740,30 1.740,30Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.740,30 176,567.434,00 65.839,11 73.273,11 73.273,11Mass Flow kg/h 73.273,11 7.434,00341,31 3.022,82 3.364,13 3.364,13Molar Flow kgmole/h 3.364,13 341,31
7,42 8,99 7,42 6,62Pressure kg/cm2g 8,99 8,9946,20 46,20 46,20 87,00Temperature °C 46,20 46,20
0 0 0 0Vapour Fraction - 0 0
Unit 19 20 21 22 23 24
-2,89E+04 1,79E+04 -2,89E+04 -2,89E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,89E+04 1,79E+04-28.855 17.864 -11.604.729 -23.209.459Heat Flow kcal/h -11.604.729 17.864870,72 0,57 870,15 1.740,30Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 870,15 0,57
36.645,95 9,40 36.636,56 73.273,11Mass Flow kg/h 36.636,56 9,401.682,46 0,40 1.682,07 3.364,13Molar Flow kgmole/h 1.682,07 0,40
1,30 1,30 1,30 1,30Pressure kg/cm2g 1,30 1,3045,95 45,95 45,95 45,95Temperature °C 45,95 45,95
0 1 0 0Vapour Fraction - 0 1
Unit 13 14 15 16 17 18
-2,88E+04 -2,88E+04 -2,89E+04 -2,89E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,92E+04 1,50E+04-22.529.957 -22.529.957 -23.206.079 -28.855Heat Flow kcal/h -22.580.564 2.464.168
1.691,67 1.691,67 1.741,45 870,72Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.651,68 879,6271.202,05 71.202,05 73.291,90 36.645,95Mass Flow kg/h 69.896,91 12.207,403.269,29 3.269,29 3.364,92 1.682,46Molar Flow kgmole/h 3.234,05 686,77
11,70 1,30 1,30 1,30Pressure kg/cm2g 13,60 12,0046,30 46,29 45,95 45,95Temperature °C 40,00 39,97
0 0 0 0Vapour Fraction - 0 1
Unit 7 8 9 10 11 12
2,99E+04 -2,96E+04 -2,96E+04 1,46E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol 2,99E+04 -2,92E+045.184.455 -676.122 -676.122 2.517.635Heat Flow kcal/h 5.192.939 -668.8441.586,06 49,78 49,78 919,61Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.586,86 48,98
36.654,03 2.089,85 2.089,85 13.512,54Mass Flow kg/h 36.671,11 2.072,77726,59 95,63 95,63 722,02Molar Flow kgmole/h 726,32 95,9029,00 29,34 9,34 12,50Pressure kg/cm2g 30,00 31,4035,48 34,41 34,41 35,00Temperature °C 35,00 40,40
0 0 0 1Vapour Fraction - 0 0
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAPlanta de Tratamiento de LPG 3
Unit 1 2 3 4 5 6
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de LPG 3
1 2 3 4 5 6
30,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 92 2 90 90
0,00 0,00 49,381,08 0,08 0,00 1,16 1,16 26,230,00 0,00 0,00
212,841,60 0,00 1,60 0,00 0,00 110,720,00 0,00 0,00
0,00 0,07
0,00 0,00
0,00 0,00 75,090,077,13
230,34
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,03 0,010,00 49,35
2,61 0,010,03 0,03
28,84 28,84 29,99 15,000,23 0,110,00 212,61
0,00 110,600,23 0,230,12 0,12 0,12 0,06
0,24 0,120,00 74,850,00 7,12
0,24 0,240,01 0,01 0,01 0,01
0,18 0,090,00 13,370,00 3,83
0,07 0,070,00 0,00 0,00 0,00
0,000,00 2,92 0,01 0,01 0,06 0,030,00 0,00 0,00
0,00 3,17
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00137,01 68,50133,06 0,00
0,00 0,00133,06 133,06
0,00 0,00 0,00 0,000,16 0,080,00 204,67
0,01 0,260,16 0,169,47 9,47 9,47 4,73
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
15 16 17 18
1.594 0 1.594 0 1.594 3.187
13 14
0,00 0,000,00 0,000,00 0,01
0,00 0,000,01 0,01 0,00 0,00
14,99 29,9814,99 0,000,02 0,10
15,00 0,000,11 0,10 0,02 0,04
0,01 0,020,01 0,050,04 0,08
0,06 0,050,12 0,08 0,04 0,09
0,080,04 0,050,01 0,01 0,00 0,000,00 0,01
0,00
0,09 0,05 0,04
0,00 0,00 0,000,000,00 0,00
0,00 0,00
68,50 0,00
0,01 0,02 0,020,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,010,03 0,02
137,010,00 0,000,00 0,00
68,50 0,00 68,50
0,01 0,070,00 0,000,08 0,07 0,01 0,02
4,73 9,474,73 0,000,00 0,00
4,73 0,000,00 0,00 0,00 0,00
13,44100,50 0,00 100,49
0,00 230,23 0,11 0,110,01 0,01
0,00 0,00 3,83123,95 0,00 123,95 0,00 0,00 0,0052,43 0,00 52,43
2,930,07 0,00 0,07 0,00 0,00 3,17
212,06 0,00 212,01 0,05 0,05
3,95 3,95 0,004,22 0,00 4,22 0,00 0,00 0,000,00 3,95 0,00
204,830,00 0,00 0,00 0,00 0,00 9,710,00 0,00 0,00 0,00
10 117 8 9
0,00
3.098 4 3.097 3.097
12
3.187 1.594
0,00 0,00 0,00
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de LPG 3
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
2220 23 24
3.187 323 323 2.864 3.187 3.187
19 21
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
26,94 29,98 29,980,04 0,00 0,00 0,03 0,04 0,04
29,98 3,04 3,04
0,09 0,090,02 0,00 0,000,09 0,01 0,01 0,08
0,00 0,00
0,000,08 0,01
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,000,00 0,00
0,02 0,000,00 0,000,00 0,02 0,02 0,02
0,00 0,000,00 0,00137,01 13,90
0,00 0,0013,90 123,11 137,01 137,01
0,00 0,000,00 0,000,02 0,00
0,00 0,000,00 0,02 0,02 0,02
0,000,00 0,000,96 8,51 9,47 9,479,47 0,960,00 0,00 0,00
3025 26 27 28
3.186 3.186 3.186
29
3.186 3.1860,00 0,000,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,000,04 0,002,62 2,62 2,62 2,6227,36
0,000,09 0,000,00 0,00 0,00 0,000,02 0,00
0,08 0,08 0,080,00
0,02 0,02 0,02
0,00 0,000,00
0,01
2,62
0,002
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,08 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,02 0,00 0,00
137,010,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 137,01 137,01 137,01 137,01
0,00 0,00 0,009,46 0,01 0,01 0,01 0,01 0,010,02 0,00 0,00
0,00
31 32 33 34 35 36
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
408 445 4450,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,0092 3.098 3.594
0,000,08 2,61 3,53 0,91 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,003,95 133,06 137,04 0,03 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,01 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,01 0,02
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kcal/kgmol 0,00E+00 0,00E+000,00 0 0 0Heat Flow kcal/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Mass Flow kg/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Pressure kg/cm2g 0,00 0,00
0
Temperature °C 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 0 0Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 0 0 0
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kcal/kgmol 0,00E+00 0,00E+000,00 0 0 0Heat Flow kcal/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Mass Flow kg/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,00
0,00
Pressure kg/cm2g 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
Vapour Fraction Temperature °C 0,00
- 0 0
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAPlanta de Tratamiento de Aminas 4
Molar Enthalpy
Molar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressure
Molar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressure
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
Molar FlowMass Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressure
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
0,00
25
1.338,60
86,90209,20 209,20
5.197,3445,00
1.338,60
13.901,421.289,94
85,42
-29.0062031,56 13,94 106,76
-22.334
85,42
m3/d 78,29 8,70
m3/d 85,42 85,42
90,17
kcal/kgmol
kg/cm2g°C
-2,87E+04
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
14
kcal/h -24.578.602kcal/kgmol
1 090,28
m3/d 48,61 39,29
kg/h
kg/cm2g
79.280,07
49,34
kgmole/h
8
-
0,00 86,99
0128,81 129,11 129,11
0,91
688,76 688,76
045,51 45,49
27
1,21E+04
45,00
15.182,6288.083,58
-5,81E+033.164
3,16E+03
13
86,9888.083,58
688,76738,76738,7649,34
-27.309.964
406,103.654,878.808,90
-6,72E+03 -6,72E+03-2.730.956
86,98
-37.604-2,51E+04
4.015,81
-31.827-2,13E+04
4.015,81
85,42 85,4286.793,6486.793,64
88.088,96
268,04
12
1124,11
1,40815,53
0
371,73
18
0,00
268,04
11
0
4.060,81
17
93,00
-23.603.751
712,53
268,04
10
0
4.060,81
-6,73E+03
1
16
108.085,67
405,948.803,52
15
-2.731.361-6,73E+03
8,69
0
265,59
-25.138-2,51E+04
1.181,5321.292,03
21,33
-27.255.203
-2,90E+04
771,01
-6,64E+03-12.106.986
49,3449,340
9
-2,23E+04
-
kcal/h
Unit
m3/d
kgmole/hkg/h
0°C
0
Unit 7
54.355 0 -27.309.5582,61E+03 -6,68E+03 -6,72E+03-6,68E+03
kg/h 49.110,71 39.690,79 88.801,50
-15.148.217kcal/kgmol
kcal/h-6,71E+03
87,90
738,76kgmole/h 2.257,82 1.824,01kg/cm2g 738,76
49,34
0,00 4.060,97738,76 738,76
4.081,83
49,34
20,86738,76 738,76
- 0 049,34°C 48,00 51,00 49,34
0
4 5 6
1 0 0
Unit 1 2 3
0
Unit 19 24
- 0 0 0 0
20 21
°C 86,98 45,51kg/cm2g 489,67 421,02 199,39 98,38
45,00
kgmole/h 4.015,81 4.015,81 4.015,81kg/h 86.793,64 86.793,64 86.793,64
4.015,81115.724,88 86.793,66
45,121.223,21 1.223,21
-2,87E+04kcal/h -37.594 -43.047 -43.047
kcal/kgmol -2,88E+04-2,51E+04 -2,88E+04-57.376 -57.311 -42.983
5.354,41 5.354,41115.724,88
113,89 113,89
22
29
-2,88E+04 -2,87E+04
45,51
23
0
0
- 0 0 1 0 0
Unit 26 28
°C 45,51 180,00 173,46
m3/d 28,47 28,47 28,47
kg/cm2g 98,38 98,38 920,181.223,21
0,00
0,00905,47 0,00
0,0028.931,22
kgmole/h
-14.328,57
1.338,60
-14.327,68
28.931,22
kcal/h
28.931,24
-14.327,68
kg/h1.252,23 1.252,23
22.559,00
-6.569.3844.541.04822,60
22.559,0022,60
0
0
-5,25E+03 0,00E+00-2,87E+04 3,63E+03
0 00 0
0
kcal/kgmol -2,87E+04
Unit 0 00 0
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de Aminas 4
1 2 3 4 5 6
26 40 66 43
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0 230,00 0,00
0,00 0,570,05 0,340,58 3,44 4,02 3,45
0,38 0,38
0,09 1,48 1,57 1,56
0,00 0,010,02 0,24 0,26 0,26
0,00 0,010,00 0,01
0,00 0,010,05 0,500,25 0,03 0,28 0,27
0,55 0,55
0,11 0,01 0,11 0,11
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 164,590,00 0,00
91,81 72,78 164,59 0,000,00 0,00
2.138,64 1.703,65 3.842,28 1,09
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 3.841,190,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
11 127 8 9 10
21 2 2 23
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
23 240,00 0,00
0,56 0,570,00 0,000,51 0,06 0,05 0,56
0,00 0,00
0,01 0,00 0,00 0,01
0,00 0,000,01 0,00 0,00 0,01
0,01 0,010,01 0,01
0,01 0,010,00 0,000,01 0,00 0,00 0,01
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
164,59 0,000,00 0,00
148,13 16,46 16,46 164,590,00 0,00
3.457,07 384,12 384,12 3.841,19
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
3.841,19 791,460,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
13 14 15 16
0,00 0,0023 1 0 0
17 18
0 0
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,56 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,01 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,01 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,01 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 164,66 0,08
0,00 0,0021,02 770,44 4.992,48 1.172,32
164,59 164,593.820,16 3.820,16
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,000,00
19 20 21 22
0,00 0,000 0 0 0
23 24
0 0
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
164,59 164,59 164,59 218,76
0,00 0,003.820,16 3.820,16 3.820,16 5.077,71
218,76 164,075.077,71 3.808,28
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Propiedad
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Propiedad
Propiedad
-6,07E+05 -5,41E+05 -2,35E+05 -5,74E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -5,41E+05 -5,41E+05-184.916.721 -4.676.172 -2.708.579 -4.448.127Heat Flow kcal/h -164.765.329 -164.729.091
479,17 13,60 1,90 12,50Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 479,17 479,17497.982,87 14.133,15 1.878,19 13.055,55Mass Flow kg/h 497.982,87 497.982,87
1.273,66 36,15 48,19 32,40Molar Flow kgmole/h 1.273,66 1.273,661,75 1,75 1,75 1,75Pressure kg/cm2g 1,75 3,65
313,07 378,07 377,16 364,87Temperature °C 378,07 378,130 0 1 0Vapour Fraction - 0 0
-5,37E+05 -6,18E+05 -4,74E+05
Unit 37 DEC a PA 38 DEC PA 39 DEC de PA 40 DEC a E-702 41 DEC de E-702 42 DEC a J-705
kcal/kgmol -4,74E+05 -4,74E+05 -4,74E+05
0,50 0,50 0,13kcal/h -244.982 -244.939 -195.938 -222.125 -255.650 -49.001m3/d 0,62 0,62 0,50
1,73 1,73 0,43kg/h 618,69 618,69 494,92 494,92 494,92 123,77
kgmole/h 2,16 2,16 1,73
0-278,35
kg/cm2g 1,67 3,50 3,50 3,00 2,50 3,50278,35 183,90 37,00°C 278,29 278,35
36 COP al riser
0
Unit 31 HCO a J-751 32 COP de J-751
0 0 0
34 COP
0
33 COP
-4,57E+05 -4,18E+05
35 COP a Almac
-2,42E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -4,39E+05 -4,18E+05 -4,18E+05-93.537.267 -102.247.044 -324.222 -543.994Heat Flow kcal/h -12.619.604 -93.540.167
263,68 263,68 0,91 0,44Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 25,73 263,68259.794,08 259.794,08 900,48 431,79Mass Flow kg/h 24.320,75 259.794,08
936,53 936,53 3,25 9,41Molar Flow kgmole/h 120,20 936,531,94 1,63 1,67 1,67Pressure kg/cm2g 21,60 1,67
1
Temperature °C 37,40 333,35 333,36 279,33 333,35 324,17
28 COP de PA 29 COP a E-751 30 COP de E-751
Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 25 COL a Almac 26 COP a PA 27 COP de PA
-3,60E+05 -3,59E+05 -3,99E+05 -4,38E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -3,39E+05 -2,32E+05-10.347.264 -10.326.341 -11.475.887 -12.594.126Heat Flow kcal/h -11.580.321 -4.331.444
25,73 25,73 25,73 25,73Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 29,93 5,2124.320,75 24.320,75 24.320,75 24.320,75Mass Flow kg/h 28.063,73 4.742,98
120,20 120,20 120,20 120,20Molar Flow kgmole/h 142,96 78,271,53 22,97 22,27 21,92Pressure kg/cm2g 1,53 1,53
230,16 231,05 142,20 40,00Temperature °C 247,31 244,960 0 0 0Vapour Fraction - 0 1
Unit 19 COL a E-703 20 COL de E-703 21 COL a J-708 22 COL a C-708 23COL 24 COL
-3,54E+05 -3,39E+05 -3,39E+05 -3,83E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -3,15E+05 -3,54E+05-353.667 -338.921 -48.351.377 -54.632.346Heat Flow kcal/h -859.821 -353.600
2,08 125,00 125,00 125,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 2,08 2,081.836,30 117.187,33 117.187,33 117.187,33Mass Flow kg/h 1.836,30 1.836,30
11,41 596,96 596,96 596,96Molar Flow kgmole/h 11,41 11,418,19 1,53 2,61 1,50Pressure kg/cm2g 9,50 8,84
0
Temperature °C 149,23 30,00 29,80 247,31 247,37 149,32
16 COL a PA 17 COL a C-707 18 COL de PA
Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 13 NFT 14 NFT 15 NFT a T. soda
-3,15E+05-2,84E+05
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow kcal/h
m3/d 446,03
Molar Enthalpy kcal/kgmol -2,84E+05-171.598.792
2,08446,03-1.176.742 -1.928.400 -315.395-171.587.748
11,41385.171,33 2.641,32 1.325,32 1.836,30Mass Flow kg/h 385.171,33 385.171,33
Molar Flow kgmole/h 2.530,79 2.530,79
148,91
Pressure kg/cm2g 1,30 1,97 1,27 1,30 1,30 1,30Temperature °C 180,67 180,70
12 NFT a J-710
0 0 1 0
Unit 7 a NFT PA
Vapour Fraction - 0 0
-1,84E+05kcal/kgmol -4,00E+04 -9,82E+04
0
-5,62E+04 -2,84E+05
8 PA 9 de NFT PA
0
10 NFT a E-704
-189.978.380446,03
Vapour Fraction - 0 0
26,38-9.240.312
m3/d 333,58 326,78kcal/h -34.308.624 -89.754.102 -30.035.135 -31.915.673
kg/h 223.092,66 208.194,203.587,32 3.823,58
45 DEC
-3,14E+05
210,18
48 fondo E701
96.537,04 8.471,14 83.795,03 19.391,12177,94
2.234,93 470,22 908,25
2.530,79 17,35 34,82
8,49 113,97
11 NFT de E-704
90,67
-1,84E+05
36,00kg/cm2g 2,00 1,20 0,90 0,90 0,90 0,90
36,00 36,00 36,00
46 DEC a Almac
3,06 1,50
-2,84E+05 -2,32E+05
47 DEC a Reactor
180,67 164,95
-39.930.256
1 0 0 0- 1 1
Unit 43 DEC de J-705 44 DEC
°C 531,00 120,00
kgmole/h
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAE-701
Unit 1 a E-701 2 al condensador 3 Gas de MC 4 Agua a SWS 5 GSL a URL 6 Reflujo
0 0
Temperature °C 365,22 365,22 229,40 47,00 365,22 378,07
Pressure kg/cm2g 13,97 13,97 13,27 12,57 13,97 1,75
Molar Flow kgmole/h 32,40 25,92 25,92 25,92 6,48 0,01
Mass Flow kg/h 13.055,55 10.444,44 10.444,44 10.444,44 2.611,11 4,55
Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 12,50 10,00 10,00 10,00 2,50 0,00
Heat Flow kcal/h -4.442.135 -3.553.708 -4.385.489 -5.273.159 -888.427 -1.504
Molar Enthalpy kcal/kgmol -5,74E+05 -5,74E+05 -7,08E+05 -8,51E+05 -5,74E+05 -5,41E+05
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kJ/kgmol 0,00E+00 0,00E+00
0,00
Heat Flow kcal/h 0,00 0,00 0,00 0 0 00,00 0,00 0,00 0,00
Mass FlowStd Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00Pressure kg/cm2g 0,00 0,00
0
Temperature °C 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 0 0
Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 0 0 0
-2,17E+04 1,35E+04 -2,36E+05 -2,72E+05Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,92E+04 -2,92E+04-19.351.423,13 1.316.428 -25.080.132 -28.923.461Heat Flow kcal/h -669.620,68 -22.580.564,42
1.876,39 177,85 192,60 192,60Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 48,98 1.651,6879.269,70 7.387,57 8.008,91 8.008,91Mass Flow kg/h 2.072,77 69.896,913.734,27 409,11 444,57 444,57Molar Flow kgmole/h 95,90 3.234,05
1,70 1,70 11,50 11,43Pressure kg/cm2g 19,20 19,20
0
Temperature °C 40,00 40,00 130,25 130,45 189,28 189,02
34 35 36
Vapour Fraction - 0 0 0 1 1
Unit 31 32 33
0,00kg/h 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,00
-2,47E+04 -2,47E+04 -2,77E+04 -2,92E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol 1,07E+04 -2,12E+04-19.652.533,17 -19.612.705 -21.998.628 -23.213.217Heat Flow kcal/h 99.480,03 -16.821.630,49
1.698,63 1.698,63 1.698,63 1.698,63Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 41,67 1.698,6371.885,40 71.885,40 71.885,40 71.885,40Mass Flow kg/h 1.387,72 71.885,403.325,25 3.325,25 3.325,25 3.325,25Molar Flow kgmole/h 38,88 3.325,25
1,70 19,20 19,20 19,20Pressure kg/cm2g 1,50 1,70
0
Temperature °C 49,11 130,44 91,63 92,19 58,00 40,00
28 29 30
Vapour Fraction - 1 0 0 0 0
Unit 25 26 27
-2,88E+04 -2,88E+04 -2,88E+04 -2,53E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,88E+04 -2,88E+04-2.353.031 -20.839.581 -23.192.612 -20.361.709Heat Flow kcal/h -23.192.612 -2.353.031
176,56 1.563,73 1.740,30 1.740,30Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.740,30 176,567.434,00 65.839,11 73.273,11 73.273,11Mass Flow kg/h 73.273,11 7.434,00341,31 3.022,82 3.364,13 3.364,13Molar Flow kgmole/h 3.364,13 341,31
7,42 8,99 7,42 6,62Pressure kg/cm2g 8,99 8,9946,20 46,20 46,20 87,00Temperature °C 46,20 46,20
0 0 0 0Vapour Fraction - 0 0
Unit 19 20 21 22 23 24
-2,89E+04 1,79E+04 -2,89E+04 -2,89E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,89E+04 1,79E+04-28.855 17.864 -11.604.729 -23.209.459Heat Flow kcal/h -11.604.729 17.864870,72 0,57 870,15 1.740,30Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 870,15 0,57
36.645,95 9,40 36.636,56 73.273,11Mass Flow kg/h 36.636,56 9,401.682,46 0,40 1.682,07 3.364,13Molar Flow kgmole/h 1.682,07 0,40
1,30 1,30 1,30 1,30Pressure kg/cm2g 1,30 1,3045,95 45,95 45,95 45,95Temperature °C 45,95 45,95
0 1 0 0Vapour Fraction - 0 1
Unit 13 14 15 16 17 18
-2,88E+04 -2,88E+04 -2,89E+04 -2,89E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol -2,92E+04 1,50E+04-22.529.957 -22.529.957 -23.206.079 -28.855Heat Flow kcal/h -22.580.564 2.464.168
1.691,67 1.691,67 1.741,45 870,72Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.651,68 879,6271.202,05 71.202,05 73.291,90 36.645,95Mass Flow kg/h 69.896,91 12.207,403.269,29 3.269,29 3.364,92 1.682,46Molar Flow kgmole/h 3.234,05 686,77
11,70 1,30 1,30 1,30Pressure kg/cm2g 13,60 12,0046,30 46,29 45,95 45,95Temperature °C 40,00 39,97
0 0 0 0Vapour Fraction - 0 1
Unit 7 8 9 10 11 12
2,99E+04 -2,96E+04 -2,96E+04 1,46E+04Molar Enthalpy kJ/kgmol 2,99E+04 -2,92E+045.184.455 -676.122 -676.122 2.517.635Heat Flow kcal/h 5.192.939 -668.8441.586,06 49,78 49,78 919,61Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.586,86 48,98
36.654,03 2.089,85 2.089,85 13.512,54Mass Flow kg/h 36.671,11 2.072,77726,59 95,63 95,63 722,02Molar Flow kgmole/h 726,32 95,9029,00 29,34 9,34 12,50Pressure kg/cm2g 30,00 31,4035,48 34,41 34,41 35,00Temperature °C 35,00 40,40
0 0 0 1Vapour Fraction - 0 0
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAPlanta de Tratamiento de LPG 3
Unit 1 2 3 4 5 6
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de LPG 3
1 2 3 4 5 6
30,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 92 2 90 90
0,00 0,00 49,381,08 0,08 0,00 1,16 1,16 26,230,00 0,00 0,00
212,841,60 0,00 1,60 0,00 0,00 110,720,00 0,00 0,00
0,00 0,07
0,00 0,00
0,00 0,00 75,090,077,13
230,34
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,03 0,010,00 49,35
2,61 0,010,03 0,03
28,84 28,84 29,99 15,000,23 0,110,00 212,61
0,00 110,600,23 0,230,12 0,12 0,12 0,06
0,24 0,120,00 74,850,00 7,12
0,24 0,240,01 0,01 0,01 0,01
0,18 0,090,00 13,370,00 3,83
0,07 0,070,00 0,00 0,00 0,00
0,000,00 2,92 0,01 0,01 0,06 0,030,00 0,00 0,00
0,00 3,17
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00137,01 68,50133,06 0,00
0,00 0,00133,06 133,06
0,00 0,00 0,00 0,000,16 0,080,00 204,67
0,01 0,260,16 0,169,47 9,47 9,47 4,73
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
15 16 17 18
1.594 0 1.594 0 1.594 3.187
13 14
0,00 0,000,00 0,000,00 0,01
0,00 0,000,01 0,01 0,00 0,00
14,99 29,9814,99 0,000,02 0,10
15,00 0,000,11 0,10 0,02 0,04
0,01 0,020,01 0,050,04 0,08
0,06 0,050,12 0,08 0,04 0,09
0,080,04 0,050,01 0,01 0,00 0,000,00 0,01
0,00
0,09 0,05 0,04
0,00 0,00 0,000,000,00 0,00
0,00 0,00
68,50 0,00
0,01 0,02 0,020,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,010,03 0,02
137,010,00 0,000,00 0,00
68,50 0,00 68,50
0,01 0,070,00 0,000,08 0,07 0,01 0,02
4,73 9,474,73 0,000,00 0,00
4,73 0,000,00 0,00 0,00 0,00
13,44100,50 0,00 100,49
0,00 230,23 0,11 0,110,01 0,01
0,00 0,00 3,83123,95 0,00 123,95 0,00 0,00 0,0052,43 0,00 52,43
2,930,07 0,00 0,07 0,00 0,00 3,17
212,06 0,00 212,01 0,05 0,05
3,95 3,95 0,004,22 0,00 4,22 0,00 0,00 0,000,00 3,95 0,00
204,830,00 0,00 0,00 0,00 0,00 9,710,00 0,00 0,00 0,00
10 117 8 9
0,00
3.098 4 3.097 3.097
12
3.187 1.594
0,00 0,00 0,00
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de LPG 3
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2OO2N2H2SC1C2C2=C3C3=n-C4i-C4C4=n-C5DEAi-C5H2CO2
2220 23 24
3.187 323 323 2.864 3.187 3.187
19 21
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
26,94 29,98 29,980,04 0,00 0,00 0,03 0,04 0,04
29,98 3,04 3,04
0,09 0,090,02 0,00 0,000,09 0,01 0,01 0,08
0,00 0,00
0,000,08 0,01
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,000,00 0,00
0,02 0,000,00 0,000,00 0,02 0,02 0,02
0,00 0,000,00 0,00137,01 13,90
0,00 0,0013,90 123,11 137,01 137,01
0,00 0,000,00 0,000,02 0,00
0,00 0,000,00 0,02 0,02 0,02
0,000,00 0,000,96 8,51 9,47 9,479,47 0,960,00 0,00 0,00
3025 26 27 28
3.186 3.186 3.186
29
3.186 3.1860,00 0,000,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,000,04 0,002,62 2,62 2,62 2,6227,36
0,000,09 0,000,00 0,00 0,00 0,000,02 0,00
0,08 0,08 0,080,00
0,02 0,02 0,02
0,00 0,000,00
0,01
2,62
0,002
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,08 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,02 0,00 0,00
137,010,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 137,01 137,01 137,01 137,01
0,00 0,00 0,009,46 0,01 0,01 0,01 0,01 0,010,02 0,00 0,00
0,00
31 32 33 34 35 36
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
408 445 4450,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,0092 3.098 3.594
0,000,08 2,61 3,53 0,91 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,003,95 133,06 137,04 0,03 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,01 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,01 0,02
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kcal/kgmol 0,00E+00 0,00E+000,00 0 0 0Heat Flow kcal/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Mass Flow kg/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Pressure kg/cm2g 0,00 0,00
0
Temperature °C 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 0 0Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 0 0 0
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kcal/kgmol 0,00E+00 0,00E+000,00 0 0 0Heat Flow kcal/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Mass Flow kg/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,00
0,00
Pressure kg/cm2g 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
Vapour Fraction Temperature °C 0,00
- 0 0
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAPlanta de Tratamiento de Aminas 4
Molar Enthalpy
Molar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressure
Molar FlowMass FlowStd Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressure
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
Molar FlowMass Flow
Molar Enthalpy
Vapour Fraction TemperaturePressure
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
Vapour Fraction TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
0,00
25
1.338,60
86,90209,20 209,20
5.197,3445,00
1.338,60
13.901,421.289,94
85,42
-29.0062031,56 13,94 106,76
-22.334
85,42
m3/d 78,29 8,70
m3/d 85,42 85,42
90,17
kcal/kgmol
kg/cm2g°C
-2,87E+04
Std Ideal Liq Vol FlowHeat Flow
14
kcal/h -24.578.602kcal/kgmol
1 090,28
m3/d 48,61 39,29
kg/h
kg/cm2g
79.280,07
49,34
kgmole/h
8
-
0,00 86,99
0128,81 129,11 129,11
0,91
688,76 688,76
045,51 45,49
27
1,21E+04
45,00
15.182,6288.083,58
-5,81E+033.164
3,16E+03
13
86,9888.083,58
688,76738,76738,7649,34
-27.309.964
406,103.654,878.808,90
-6,72E+03 -6,72E+03-2.730.956
86,98
-37.604-2,51E+04
4.015,81
-31.827-2,13E+04
4.015,81
85,42 85,4286.793,6486.793,64
88.088,96
268,04
12
1124,11
1,40815,53
0
371,73
18
0,00
268,04
11
0
4.060,81
17
93,00
-23.603.751
712,53
268,04
10
0
4.060,81
-6,73E+03
1
16
108.085,67
405,948.803,52
15
-2.731.361-6,73E+03
8,69
0
265,59
-25.138-2,51E+04
1.181,5321.292,03
21,33
-27.255.203
-2,90E+04
771,01
-6,64E+03-12.106.986
49,3449,340
9
-2,23E+04
-
kcal/h
Unit
m3/d
kgmole/hkg/h
0°C
0
Unit 7
54.355 0 -27.309.5582,61E+03 -6,68E+03 -6,72E+03-6,68E+03
kg/h 49.110,71 39.690,79 88.801,50
-15.148.217kcal/kgmol
kcal/h-6,71E+03
87,90
738,76kgmole/h 2.257,82 1.824,01kg/cm2g 738,76
49,34
0,00 4.060,97738,76 738,76
4.081,83
49,34
20,86738,76 738,76
- 0 049,34°C 48,00 51,00 49,34
0
4 5 6
1 0 0
Unit 1 2 3
0
Unit 19 24
- 0 0 0 0
20 21
°C 86,98 45,51kg/cm2g 489,67 421,02 199,39 98,38
45,00
kgmole/h 4.015,81 4.015,81 4.015,81kg/h 86.793,64 86.793,64 86.793,64
4.015,81115.724,88 86.793,66
45,121.223,21 1.223,21
-2,87E+04kcal/h -37.594 -43.047 -43.047
kcal/kgmol -2,88E+04-2,51E+04 -2,88E+04-57.376 -57.311 -42.983
5.354,41 5.354,41115.724,88
113,89 113,89
22
29
-2,88E+04 -2,87E+04
45,51
23
0
0
- 0 0 1 0 0
Unit 26 28
°C 45,51 180,00 173,46
m3/d 28,47 28,47 28,47
kg/cm2g 98,38 98,38 920,181.223,21
0,00
0,00905,47 0,00
0,0028.931,22
kgmole/h
-14.328,57
1.338,60
-14.327,68
28.931,22
kcal/h
28.931,24
-14.327,68
kg/h1.252,23 1.252,23
22.559,00
-6.569.3844.541.04822,60
22.559,0022,60
0
0
-5,25E+03 0,00E+00-2,87E+04 3,63E+03
0 00 0
0
kcal/kgmol -2,87E+04
Unit 0 00 0
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de Aminas 4
1 2 3 4 5 6
26 40 66 43
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0 230,00 0,00
0,00 0,570,05 0,340,58 3,44 4,02 3,45
0,38 0,38
0,09 1,48 1,57 1,56
0,00 0,010,02 0,24 0,26 0,26
0,00 0,010,00 0,01
0,00 0,010,05 0,500,25 0,03 0,28 0,27
0,55 0,55
0,11 0,01 0,11 0,11
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 164,590,00 0,00
91,81 72,78 164,59 0,000,00 0,00
2.138,64 1.703,65 3.842,28 1,09
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 3.841,190,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
11 127 8 9 10
21 2 2 23
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
23 240,00 0,00
0,56 0,570,00 0,000,51 0,06 0,05 0,56
0,00 0,00
0,01 0,00 0,00 0,01
0,00 0,000,01 0,00 0,00 0,01
0,01 0,010,01 0,01
0,01 0,010,00 0,000,01 0,00 0,00 0,01
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
164,59 0,000,00 0,00
148,13 16,46 16,46 164,590,00 0,00
3.457,07 384,12 384,12 3.841,19
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
3.841,19 791,460,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
13 14 15 16
0,00 0,0023 1 0 0
17 18
0 0
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,56 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,01 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,01 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,01 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 164,66 0,08
0,00 0,0021,02 770,44 4.992,48 1.172,32
164,59 164,593.820,16 3.820,16
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,000,00
19 20 21 22
0,00 0,000 0 0 0
23 24
0 0
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
164,59 164,59 164,59 218,76
0,00 0,003.820,16 3.820,16 3.820,16 5.077,71
218,76 164,075.077,71 3.808,28
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de Aminas 4
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SH2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4C4=n-C4n-C5H2ODEA
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SH2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4C4=n-C4n-C5H2ODEA
0,17 0,000,00 0,00 601,51 0,00 600,03 0,000,00 0,00 3,61 0,000,00 0,00 112,66 0,00 112,32 0,00
0 0
25 26 27 28
0,00 0,000 0 0 0
29 0
0 0
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
54,69 54,69 54,17 0,00
0,00 0,001.269,43 1.269,43 1.257,55 1.251,50
0,00 0,001.251,50 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
110 120100 101 102 103
4 025 2 4 22133,22 0,00 133,17 0,05
0,00 0,001,56 0,00 0,98 0,58
0,00 0,000,00 0,00
0,01 0,00182,74 0,0014,06 0,00 14,04 0,02
182,65 0,09
94,03 0,00 93,98 0,05
50,80 0,001,38 0,00 1,38 0,00
0,79 0,0020,24 0,00
4,85 0,005,47 0,002,31 0,00 2,31 0,00
5,47 0,00
0,10 0,00 0,10 0,00
0,69 0,000,75 0,00 0,75 0,00
15,32 0,0016,94 0,00
0,00 396,203,48 0,002,64 1.747,04 6,89 1.742,79
3,48 0,00
0,00 16,970,00 74,84 0,00 74,84
130 140 200 201 202 0
47,90 0,00
0 4 39 1
47,65 0,000,79 0,00 303,43 0,00 302,92 0,000,01 0,00
20,00 0,24 4,70 0,00
0,14 0,0050,69 0,11 5,21 0,00
4,67 0,005,21 0,00
0,34 0,004,85 0,00
15,19 0,13 0,34 0,000,14 0,00
16,94 0,00 0,41 0,00
1,64 0,000,69 0,00 0,48 0,00
0,41 0,000,48 0,00
0,00 0,000,35 395,850,00 16,97 0,00 72,78
6,30 1.698,98
BALANCE DE MATERIAPlanta de Tratamiento de Aminas 4
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3H2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4n-C4DEAH2ON2C4=i-C5
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SH2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4C4=n-C4n-C5H2ODEA
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SH2CO2C1C2=C2C3=C3i-C4C4=n-C4n-C5H2ODEA
0,17 0,000,00 0,00 601,51 0,00 600,03 0,000,00 0,00 3,61 0,000,00 0,00 112,66 0,00 112,32 0,00
0 0
25 26 27 28
0,00 0,000 0 0 0
29 0
0 0
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,000,00 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
54,69 54,69 54,17 0,00
0,00 0,001.269,43 1.269,43 1.257,55 1.251,50
0,00 0,001.251,50 0,00
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
110 120100 101 102 103
4 025 2 4 22133,22 0,00 133,17 0,05
0,00 0,001,56 0,00 0,98 0,58
0,00 0,000,00 0,00
0,01 0,00182,74 0,0014,06 0,00 14,04 0,02
182,65 0,09
94,03 0,00 93,98 0,05
50,80 0,001,38 0,00 1,38 0,00
0,79 0,0020,24 0,00
4,85 0,005,47 0,002,31 0,00 2,31 0,00
5,47 0,00
0,10 0,00 0,10 0,00
0,69 0,000,75 0,00 0,75 0,00
15,32 0,0016,94 0,00
0,00 396,203,48 0,002,64 1.747,04 6,89 1.742,79
3,48 0,00
0,00 16,970,00 74,84 0,00 74,84
130 140 200 201 202 0
47,90 0,00
0 4 39 1
47,65 0,000,79 0,00 303,43 0,00 302,92 0,000,01 0,00
20,00 0,24 4,70 0,00
0,14 0,0050,69 0,11 5,21 0,00
4,67 0,005,21 0,00
0,34 0,004,85 0,00
15,19 0,13 0,34 0,000,14 0,00
16,94 0,00 0,41 0,00
1,64 0,000,69 0,00 0,48 0,00
0,41 0,000,48 0,00
0,00 0,000,35 395,850,00 16,97 0,00 72,78
6,30 1.698,98
Propiedad
Propiedad
Propiedad
-2,33E+05 -2,72E+05 -2,77E+05 -2,38E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -2,83E+05 -2,84E+05-233.021 -272.177 -185.329.600 -28.140.683Heat Flow kcal/h -155.397.088 -284.318217,87 217,87 1.211,26 214,67Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 996,59 996,59
9.059,84 9.059,84 50.367,51 8.926,18Mass Flow kg/h 41.441,33 41.441,33502,90 502,90 2.795,06 495,33Molar Flow kgmole/h 2.299,73 2.299,7311,50 11,15 1,39 1,39Pressure kg/cm2g 7,73 7,73
270,00 187,76 125,55 125,68Temperature °C 60,00 40,001 0 0 1Vapour Fraction - 0 0
Unit 13 14 15 16 17 18
-3,47E+04 -2,77E+05 -2,80E+05 -2,80E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -2,81E+05 -2,79E+05-275.379 -152.482.483 -153.995.374 -280.153Heat Flow kcal/h -156.821.437 -155.308.546
28,20 996,59 996,59 996,59Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.024,79 1.024,79851,23 41.441,33 41.441,33 41.441,33Mass Flow kg/h 42.292,56 42.292,5633,24 2.299,73 2.299,73 2.299,73Molar Flow kgmole/h 2.332,97 2.332,971,00 1,39 1,04 7,73Pressure kg/cm2g 6,20 5,85
34,16 125,68 91,87 91,94Temperature °C 37,22 71,001 0 0 0Vapour Fraction - 0 0
Unit 7 8 9 10 11 12
2,70E+04 -2,81E+05 -2,81E+05 -2,81E+05Molar Enthalpy kcal/kgmol -2,81E+05 -7,00E+0453 -156.835.951 -156.829.694 -156.829.694Heat Flow kcal/h -156.851.763 -15.865
0,02 1.024,79 1.024,79 1.024,79Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 1.026,54 1,740,61 42.292,56 42.292,56 42.292,56Mass Flow kg/h 42.339,00 45,360,01 2.332,97 2.332,97 2.332,97Molar Flow kgmole/h 2.333,93 0,950,64 0,64 5,34 0,00Pressure kg/cm2g 0,64 0,64
37,00 37,00 37,05 37,15Temperature °C 37,00 37,000 0 0 0Vapour Fraction - 0 1
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAPlanta de Sour Water Stripper 1
Unit 1 2 3 4 5 6
Compuesto (Kg-mol/hr)
C3n-C4C6H5OHH2ONH3HCNH2SC6H6
Compuesto (Kg-mol/hr)
C3n-C4C6H5OHH2ONH3HCNH2SC6H6
Compuesto (Kg-mol/hr)
C3n-C4C6H5OHH2ONH3HCNH2SC6H6
0
BALANCE DE MATERIAPlanta de Sour Water Stripper 1
1 2 3 4 5 6
0 00,22 0,22 0,00 0,00 0,00 0,00
0 0 0
0,15 0,00 0,00 0,15
16,05 16,052.300,05 0,04 0,00 2.300,01
0,15 0,152.300,01 2.300,01
0,14 0,1416,05 0,000,14 0,00 0,00 0,14
0,00 16,05
16,86 0,24 0,00 16,620,12 0,11 0,01 0,00
16,62 16,620,00 0,00
11 127 8 9 10
0 0 0 0
0,15 0,150,00 0,00 0,00 0,00
0 00,00 0,00
2.299,56 2.299,560,15 0,15
2.300,01 2.300,01 0,46 2.299,560,00 0,15
16,05 16,05 16,03 0,02
0,00 0,000,14 0,14 0,14 0,00
0,02 0,020,00 0,00
0,00 0,0016,62 16,620,00 0,00 0,00 0,00
16,62 0,00
13 14 15 16
0,00 0,000 0 0 0
17 18
0 0
0,19 0,040,00 0,000,15 0,15 0,00 0,00
0,00 0,00
2.299,56 2.299,56 652,79 652,79
0,00 0,000,02 0,02 0,00 0,00
2.783,36 483,800,07 0,05
0,00 0,000,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
Propiedad
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kcal/kgmol 0,00E+00 0,00E+000 0,00 0,00 0,00Heat Flow kcal/h 0 0
0,00 0,00 0,00 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Mass Flow kg/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Pressure kg/cm2g 0,00 0,00
0
Temperature °C 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0 0 0Vapour Fraction - 0 0 0 0 0
Unit 0 0 0
0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00 0,00E+00Molar Enthalpy kcal/kgmol 0,00E+00 0,00E+000 0,00 0,00 0,00Heat Flow kcal/h 0 0
0,00 0,00 0,00 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Mass Flow kg/h 0,00 0,000,00 0,00 0,00 0,00Molar Flow kgmole/h 0,00 0,00
0,00
Pressure kg/cm2g 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00
Vapour Fraction Temperature °C 0,00
0 0- 000
0,00 0,00
Unit 0 00 0
0
-6,19E+04
00
Molar Enthalpy kcal/kgmol -2,84E+05 -2,84E+05 -2,84E+05-119.243 -37.326.180,42 -43.618.734,25
-5,57E+04 -6,51E+04-5.519,56Heat Flow kcal/h -238.486 -119.243
20,34 12,10 12,10 0,00Std Ideal Liq Vol Flow m3/d 40,68 20,3420.299,18 12.073,54 12.073,54 2,00Mass Flow kg/h 40.598,36 20.299,181.126,78 670,19 670,19 0,09Molar Flow kgmole/h 2.253,56 1.126,78542,59 1.154,56 1.154,56 297,46Pressure kg/cm2g 542,59 542,5942,95 269,00 186,22 50,00Temperature °C 42,95 42,95
Std Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Vapour Fraction
TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
Std Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Vapour Fraction
TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
Std Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Vapour Fraction
TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
Std Ideal Liq Vol FlowHeat FlowMolar Enthalpy
Vapour Fraction
TemperaturePressureMolar FlowMass Flow
28 29 30
- 0 0 0 1 0 0
Unit 25 26 27
23
-2,77E+05
132,42
4,71 40,68
124,07
kgmole/h 476,44 238,89542,59132,46
kg/cm2g 253,33 253,33
-2,15E+05
4,71
-2,15E+05
22
233,71 290,59237,55253,33
-232.414
237,55 2.253,56 2.253,5640.598,36 40.598,364.442,68
-2,77E+05kcal/h -225.545 -275.305 -19.059
kcal/kgmol -2,26E+05 -2,75E+05-19.059 -232.420
kg/h 8.755,47 4.312,79 4.442,68
°C 126,01
24
- 1 0 1 1 0 0
Unit 19
BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍAPlanta de Sour Water Stripper 2
6Unit 1 2 3
1
4 5
Vapour Fraction 0 0 0°C 41,00 49,78 41,00- 0 0
41,00 41,00
kgmole/h 1.338,35 1.152,92 0,00
41,00
1.338,09
-140.97724,29
24.154,64m3/d
1.338,09 0,25346,491,35 346,49
kg/h 24.174,36 20.884,40 0,00
233,7149,7849,78
-140.977-2,83E+05-6,69E+04
-77.176.581-6,74E+04
01
2,50
-6,76E+04
9
0 0
-90.460.014
kcal/kgmol
kcal/kgmolkcal/h
kg/cm2g
kg/cm2g
kg/h
Unit
°Ckg/cm2g
24.154,64
kgmole/h
-2,82E+05
2.491,01
-°C
0,000,00
kcal/kgmol
kcal/h
689,69
0,000,00
16
20.884,40
-120.280
0
689,69
-2,80E+050
233,71
-2,82E+05-281.547 -281.547
-2,82E+05
747,3013.511,71
13,62
0
1.152,92
0,00
49,82689,71
21,10
10
346,49
-1,19E+05
19,72
-11
346,49
-2,83E+05
24.154,64
11
1
0,00
31.527,33
482,39
-7,28E+04
0,00
41,00346,49
0
482,39
12
041,00
346,491.338,09
0
24.154,64
-257.716-2,78E+05
2.491,01
-179.340-2,76E+05
1.743,71
31,77 45,3945.039,04
14
49,78
kg/h
233,71
-2,80E+05-1,46E+05
21,10kcal/h 0
-281.547-2,83E+05
124,42 124,42
-140.972
20 21
1.338,09
41,02689,69 689,69
45,10
-2,33E+05
24,29 0,02
0
13
583,39 506,38 0,00
45,10 45,10 112,60
-120.285
15 17
m3/d 0,00 0,00
0
Unit 7 8
1.152,9220.884,40
-
m3/d 9,05 4,35
0 0
kgmole/h
m3/d 24,29 45,3945.039,04
31,77
24,29
40,68
92,52
31.527,331.743,71
18
-2,83E+05-282.831
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3C6H5OHC2H6SHCNH2ONaOH
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3C6H5OHC2H6SHCNH2ONaOH
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3C6H5OHC2H6SHCNH2ONaOH
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3C6H5OHC2H6SHCNH2ONaOH
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3C6H5OHC2H6SHCNH2ONaOH
Compuesto (Kg-mol/hr)
H2SNH3C6H5OHC2H6SHCNH2ONaOH
BALANCE DE MATERIAPlanta de Sour Water Stripper 2
1 2
0,00 0,00
3 8 0 3 3
0,00 0,00
0,05 0,00 0,00 0,05 0,05
10 119
0,00 0,00
0,00 0,00 9,70 9,70 0,00
8 3 8
0,00 0,00 1.135,26 1.135,26
0,02 0,06
5,17 14,86 10,41 4,46 10,41
1.329,69 2.464,95 1.725,47 739,49 1.725,47
19 20
0,00 0,00
12 1 11 11 0
0,00 0,00
0,05 0,00 0,05 0,05
28 2927
0,00 0,00
0,01 0,00 0,00 0,00 0,00
2.253,39 1.126,70 1.126,70 702,29 702,29
0,00 0,00
0 0 0 0 0
0,00 0,00 0,00 0,00
3 4 5 6
05,17 9,70 0,00 5,17 5,17 0,00
0,140,19 0,00 0,00 0,08 0,08 0,110,14 0,00 0,00
0,001.329,70 1.135,26 0,00 1.329,69 1.329,69 0,01
0,000,00 0,00 0,00
12
0 0 8 8 0 3
7 8
5,170,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,080,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,050,00 0,00 0,00
0,00 0,00 0,00 0,001.329,69
0,00 0,000,00
13 14 15 16 17 18
1114,86
0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
3 11
0,080,05 0,05 0,03 0,01 0,03 0,050,08 0,08 0,06
2.464,950,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
21 22 23 24
016,58 1,72 14,86 14,86 0,01 0,01
0,000,08 0,00 0,08 0,08 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,00448,04 236,41 211,63 211,63 2.253,39 2.253,39
0,00
0,02 0,020,00 0,00
30
0 0 0 0 0 0
25 26
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,070,02 0,01 0,01 0,00 0,00 0,02
0 0 0 0 0 0
00,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00 0,00 0,00
0,00 0,00
0,000,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,000,00
0,00 0,000,00 0,00
