Proceso de Olefinas I

5/14/2018 Proceso de Olefinas I - slidepdf.com

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Procesos Petroquímicos II

Prof (a). Cristina Barreto

PLANTA DE OLEFINAS I

La planta de Olefinas I fue diseñada por M. W. Kellogg con una capacidad de 150 MTMA de etileno

grado polímero y hasta 96 MTMA de propileno grado químico en el año 1976. En el año 1991-1992 se

ejecutó un proyecto de expansión para llevar la capacidad hasta 250 MTMA de etileno grado polímero

y hasta 130 MTMA de propileno grado polímero. Para ello se usa propano ó mezcla de etano-propanocomo alimentación.

La planta de Olefinas I ha sido diseñada para trabajar con tres casos de alimentación, los cuales se

nombran a continuación:

• Caso 100% propano: como su nombre lo indica requiere como única alimentación fresca

propano proveniente del límite de batería.

• Caso Típico: cuya alimentación está formada por una mezcla molar de 75% de propano y 25%

de etano.

• Caso mezcla: la planta opera con una alimentación fresca en porcentaje molar de 30% en

propano y 70% de etano.

Las materias primas provienen vía tuberías de las plantas de LGN ubicadas en el Complejo Ana

María Campos.

DESCRIPCIÓN GENERAL DE LAS FASES DEL PROCESO DE OLEFINAS I

A. ALIMENTACIÓN:

Alimentación de Propano:

El propano se alimenta en forma líquida desde el límite de batería al recipiente de alimentación a una

presión de 17.6 Kg/cm2 y a 38°C. Luego se vaporiza y sobrecalienta a los intercambiadores 101-C,

con propileno refrigerante y 102-C, con vapor de baja presión respectivamente, donde se une elpropano de reciclo proveniente de los reactores de hidrogenación antes de entrar a los hornos de

pirolisis.

Alimentación de Etano:

El Etano se envía directamente a la planta a 17.6 Kg/cm2 y temperatura ambiente desde los límites

de batería y entra directamente a los hornos a través de la válvula de control principal de un sistema

de control de presión en el cabezal de etano en rango compartido, al haber baja presión actúa la

válvula secundaria que admite etano líquido desde los tanques de almacenamiento 176-F A/B/C

luego de ser evaporado. El Etano de reciclo proviene de las fraccionadoras etano/etileno se mezcla

con estas corrientes antes de entrar a los hornos de pirolisis.

B. PIRÓLISIS DEL ETANO Y EL PROPANO:

El área de pirolisis consiste en siete hornos sencillos –B A/G definidos cada uno como una celda, y

dos hornos dobles 201-B y 101-B1 de dos celdas cada uno. Cada una de las once celdas tiene

aproximadamente la misma capacidad.

En estas celdas se procesan por pirolisis ó craqueo térmico el etano y propano en forma separada

previamente mezclados con vapor de agua a una relación de 0.3 a 0.4 Kg de vapor/ Kg de

hidrocarburo.

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Prof (a). Cristina BarretoEstos hornos de craqueo generalmente se diseñan con una sección de convección en el área de los

gases de combustión para precalentar el hidrocarburo, y con una sección de radiación para terminar

el calentamiento del hidrocarburo a la temperatura deseada, además de suministrar el calor de

reacción.

Las corrientes de etano y/o propano - vapor entran a la sección de convección del horno la cual se

encuentra a una temperatura aproximada de 200oC a través de serpentines paralelos antes de entrar a la secciona de radiación por una tubería externa. En la sección de radiación la mezcla hidrocarburo-

vapor es sometida a condiciones severas de craqueo a temperaturas cercanas a los 843oC para el

etano y de 826oC a 843oC para el propano.

Los hornos craquearan etano a 60% de conversión, mientras que los hornos sencillos craquearan

propano a 82% de conversión y los hornos dobles craquearan propano entre 75 y 90% de conversión.

Los efluentes de pirolisis fluyen hacia una zona de transición, entrando por el fondo a una caldera de

enfriamiento súbito a la cual está asociada la celda de radiación. El intercambiador de enfriamiento

súbito horizontal remueve rápidamente el calor a través de la generación de vapor saturado de altapresión, disminuyendo la temperatura rápidamente por debajo de 400°C para detener las reacciones

en cadena de los efluentes de pirolisis y preservar las olefinas producidas en los serpentines de

craqueo, así como también los rendimientos de la materia prima hacia olefinas. Este enfriamiento

rápido es esencial para preservar los rendimientos de olefinas producidos en los serpentines de

craqueo.

Los hornos de craqueo se fabrican comúnmente usando tubos sin costuras de acero inoxidable,

puesto que los tubos en la sección radiante del horno están expuestos a las mas severas

condiciones, estos deben ser de una aleación más rica de cromo (Cr) y níquel (Ni). Como resultado

de las elevadas temperaturas se presenta la formación de coque, el cual cubre la parte interior de la

superficie de los tubos del horno reduciendo el coeficiente de transferencia de calor, generando un

aumento de la caída de presión y reduciendo la conductividad térmica de la pared del tubo con el

peligro de que aparezcan puntos calientes que ocasionan rupturas de los tubos.

El coque depositado debe eliminarse a intervalos de uno a varios meses dejando la unidad fuera de

servicio e inyectando vapor de agua o una mezcla de aire y vapor de agua a temperatura de 870oC,

para quemar el coque depositado

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Vapor

Caldera

de

Enfria -

miento

Súbito

Propano

EtanoSerpentín A Serpentín B

Quemadores

Zona de ConvecciónZona de Radiación

Reacciones de Etano y Propano

Las reacciones de craqueo térmico de hidrocarburos que se llevan a cabo dentro del horno son:

Para El Etano:

C2H6(g) C2H4(g) + H2(g)

∆Ho298 = +32822.

Esta reacción es intensamente endotérmica, la cual debe llevarse a cabo a una temperatura de 843oC

para la obtención de una buena conversión del etileno.

Para El Propano:

C3H8 C3H6 + H2

∆Ho298 = +29699.

Esta reacción también es endotérmica, y está sometida a una temperatura que oscila entre 826oC a

843oC.

Reacciones Laterales Dentro Del Horno

En el craqueo térmico del etano y propano, se producen etileno y propileno, así como otros

hidrocarburos no deseados

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Prof (a). Cristina BarretoPara el Etano:

C2H6(g) C2H4(g) + H2(g) +

CH4

C2H2

C2H4

C3H4

C3H6

C3H8

C4H6

C4H10

C5

Coque + CO2

H2O

Para el Propano:

C2H4

C3H8 + H2 +

C3H6

CH4

C2H2

C2H4

C3H4

C3H6

C3H8

C4H6

C4H10

C5

Coque + CO2

H2O

Las reacciones laterales que se producen en el craqueo térmico de los hidrocarburos, se deben a las

elevadas temperaturas a las que son sometidos.

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Prof (a). Cristina BarretoC. DEPURACIÓN DEL GAS DE PROCESO:

Los efluentes provenientes del horno de pirolisis entran a una torre depuradora 101-E la cual se

emplea para enfriar y lavar el gas proveniente de las calderas de enfriamiento súbito 103-C. Con este

paso se eliminan polímeros, se remueven partículas sólidas (por medio de un sistema de circulación

de agua), aceites pesados, residuos de craqueo, además de condensar vapor de dilución que seinyecta con la alimentación a los hornos.

La sección superior de la torre está empacada y la sección inferior es de platos perforados y

deflectores.

Los gases de pirolisis entran a la torre por el fondo y fluyen hacia arriba a través de los deflectores y

platos en contracorriente con el agua. El agua de circulación caliente que contiene los hidrocarburos

fluye al separador 103-F en el cual se separa agua pura, aceite liviano y aceites pesados en tres

compartimientos.

El separador 103-F está dividido internamente en tres secciones:

•

En la primera sección ocurre la sedimentación de residuos o lodos, los cuales van al fondo obota del separador y de allí se envían hacia el área e almacenaje.

• En la segunda sección se acumula la mayor parte del agua de proceso. Esta agua está libre

de aceite y es la que se utiliza como medio de enfriamiento a la torre depuradora 101-E.

• En la tercera sección se estanca el aceite liviano, el cual se envía hacia el área de

almacenaje.

D. COMPRESIÓN DEL GAS DE PROCESO

El propósito de comprimir el gas de proceso es el de proveer la presión operacional necesaria para el

fraccionamiento y la separación de los componentes del proceso en condiciones óptimas. Estacompresión se lleva a cabo mediante el uso del compresor centrífugo 101-J que consta de cinco

etapas, las cuatro primeras son denominadas de compresión primaria y la quinta etapa compresión

final del gas de proceso. En la etapa primaria, el compresor eleva la presión del gas de proceso a las

requeridas para los diferentes procesos que ocurren en la cuarta y quinta etapa (18,7 kg/cm2), en las

cuales se incluye: eliminación del acetileno por un proceso de hidrogenación catalítica selectiva a alta

temperatura (conversión de acetileno), eliminación de CO2 por un proceso de lavado cáustico y

eliminación de la humedad por un proceso de adsorción sobre tamices moleculares (secado del gas

de proceso).

El gas de proceso del tope del despojador 101-E aproximadamente a 0,8 kg/cm2 y 43°C entra en la

primera etapa del compresor 101-J al tambor de succión de la primera etapa 190-F a la cual se unen

también los topes del despojador de diproleno 108-E, la corriente de tope del tambor 109-F,

desgasificador de soda gastada, y el flujo de inestabilidad (kickback) de la tercera etapa de descarga.

El tope del tambor 190-F entra a la primera etapa de compresión, a donde se eleva la presión del gas

de proceso a 2,9 kg/cm2 y 90°C. El gas de proceso, previamente enfriado en el intercambiador 180-

C, llega al tambor de descarga de la primera etapa (104-F), la corriente tope del mismo pasa a la

segunda etapa de compresión a donde se eleva su presión a 4,9 kg/cm2, de nuevo, el gas

comprimido se enfría en el intercambiador 180-C, pasando hasta el tambor de succión de la tercera

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Prof (a). Cristina Barretoetapa 105-F. El gas de tope del tambor pasa a la tercera etapa de compresión para elevar su presión

a 9,8 kg/cm2, enfriándose en el 182-C pasando hasta el tambor 106-F, succión de la cuarta etapa.

Del 106-Fel gas de proceso va hacia la cuarta etapa del compresor en la cual llega a una presión de

19,8 kg/cm2.

El agua que condensa en el tambor de descarga de la primera etapa va hacia el tambor del

despojador 103-F. Los tambores de descarga de la segunda y tercera etapa 105-F y 106-F tienen un

nivel de presión suficiente para condensar hidrocarburos y agua. La fase acuosa es enviada al tambor

103-F y la fase de hidrocarburo del tambor 105-F es enviada al fondo del despojador de diproleno. El

líquido de la cuarta etapa descarga que contiene hidrocarburo y agua es previamente calentado antes

de ser llevado al despojador de diproleno.

Cuando un gas multicomponente se comprime, mientras su temperatura se mantiene constante, los

componentes pesados se condensan, de acuerdo a sus características físicas. Estos condensados

deben removerse después de cada etapa de compresión, ya que los compresores centrífugos no

comprimen líquidos y podrían sufrir graves daños.

E. CONVERSIÓN DE ACETILENO

De la cuarta etapa del compresor de gas de proceso, el gas viaja al sistema de precalentamiento de

alimentación del convertidor. La temperatura de alimentación de 200°C se controla para mantener la

máxima conversión de acetileno y minimizar las pérdidas de etileno.

Los convertidores de acetileno 101-D A/B/C usan un catalizador con níquel como principio activo, el

cual selectivamente promueve la hidrogenación de acetileno en exceso de hidrógeno, sin causar la

hidrogenación de olefinas.

Este convertidor de acetileno 101-D está diseñado para hidrogenar los componentes acetilénicos

presentes en el gas de proceso, de tal forma que el etileno producido contenga menos de 20 ppm de

acetileno.

En operación normal se espera producir etileno con un contenido de acetileno, menor de 10 ppm y la

hidrogenación de algunos metilacetilenos y propadienos.

La hidrogenación de compuestos acetilénicos a componentes olefínicos puede representarse

mediante la siguiente reacción:

La selectividad se controla por inyección de azufre (n-butil mercaptano) a la entrada del convertidor.

Existen dos puntos de inyección de azufre: a los hornos de pirolisis con la finalidad de pasivar la

metalurgia y disminuir la velocidad de formación de coque y a la vez proveer la concentración de

entrada requerida por los lechos con mayor tiempo de operación y, directamente a la entrada de losconvertidores de acetileno, para complementar la cantidad de azufre necesaria para controlar la

selectividad del sistema catalítico.

A pesar que la selectividad del catalizador es alta, hay una pequeña cantidad de etileno que se satura

con hidrógeno y se convierte en etano. Esta cantidad de etileno no debe ser mayor del 1% del etileno

procesado. La reacción de saturación del etileno es la siguiente:

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La reacción de saturación del propileno es:

Estas reacciones de hidrogenación son exotérmicas y puesto que el sistema es adiabático, habrá unincremento en la temperatura mientras se esté dando la reacción. El aumento de temperatura a

través del catalizador está influenciado principalmente por la concentración de los componentes

acetilénicos, es decir, que a medida que aumente el contenido de acetileno aumenta el diferencial de

temperatura a través del catalizador.

F. LAVADO CÁUSTICO

Las torres de lavado cáustico 102-E y 115-E están diseñadas para eliminar el CO2 producido en la

pirolisis y el H2S presente en la alimentación (debido a la sulfurización del catalizador del convertidor

de acetileno), a fin de evitar la corrosión de los equipos, el envenenamiento de los catalizadores y lacontaminación de los productos. El CO2 y el H2S se eliminan por contacto con soda cáustica en tres

etapas (concentración de mayor a menor de tope a fondo) entrando el gas por la etapa del fondo. Al

salir el gas endulzado de sección de tope de las columnas, pasa por una etapa de lavado con agua

para eliminar el posible arrastre de soda. El sistema ha sido diseñado para que la torre 102-E opere

con el 67% de flujo y la 115-E en paralelo con el remanente.

El gas de proceso a 41°C y 15.5 Kg/cm2 sale del tope de las torres donde se unen y se enfrían con

propileno refrigerante hasta 19°C, antes de pasar a los secadores a través del tambor de alimentación

de estos.

La eliminación de gases ácidos se lleva a cabo, en contracorriente, en tres etapas de lavado con sodacáustica y una cuarta etapa de lavado con agua para eliminar la soda arrastrada por el gas. En la

tercera etapa del lavado se inyecta soda fresca de reposición al 10% y sucesivamente la solución

gastada va a la siguiente. Este ordenamiento se hace con el objeto de poner en contacto al gas de

proceso que contiene alta concentración de gases ácidos con una solución de soda gastada y el gas

de proceso con bajo contenido de gases ácidos con solución cáustica fuerte, asegurándose así la

completa eliminación de los componentes ácidos.

G. DESPOJADOR DE DIPROLENO

El despojador de diproleno 108-E retira los hidrocarburos livianos y agua de la gasolina recuperada

de las etapas del compresor de gas de proceso, del fondo del desbutanizador 114-E y del tambor de

alimentación de los secadores.

Los condensados de la cuarta etapa de compresión y del tambor 111-F se combinan y se calientan a

84°C para entrar al despojador de diproleno por el tope. Los productos del fondo del desbutanizador

entran por la zona media y la descarga de la segunda etapa entra por arriba de la descarga del

rehervidor. El diproleno obtenido se envía a almacenamiento ó hacia la planta de Olefinas II donde es

procesado. Los vapores de la torre pasan a la primera etapa del compresor de gas de proceso.

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H. SECADO DEL GAS DE PROCESO

Después de dejar las columnas de lavado cáustico, El gas de proceso a 41°C y 15,5kg/cm2 sale del

tope de las torres donde se unen y son enfriadas con propileno refrigerante, disminuyendo su

temperatura a 19 °C. Condensa la mayor parte del agua, la cual va al tambor 111-F de alimentación alos secadores. El sistema de secado del gas de proceso consiste en tres recipientes (secadores 102-

DA/B/C) que contienen tamices moleculares de alumino silicato, actualmente suplido por Zeochem.

Tienen como función remover el agua residual remanente del gas, antes de entrar a la quinta etapa

del compresor de gas de proceso.

El secado del gas se hace en los, a fin de evitar que el agua presente en la corriente se congele ó

cristalice en el área fría, formando hidratos. Estos hidratos se acumulan y obstruyen el flujo,

produciendo desajustes en las condiciones del proceso.

En condiciones normales dos de los tres secadores operan en paralelo cada uno recibiendo el 50%

del flujo total, mientras el otro esta en regeneración ó en reserva. Es esencial para la operación

óptima de la planta que los secadores sean cambiados a intervalos regulares para evitar el arrastre

de humedad del gas. Por lo general este cambio se hace cuando el analizador de humedad detecte

un contenido de 2 ppm de agua o cuando tenga 42 horas de operación.

Se denomina adsorción, la atracción y adhesión de las moléculas gaseosas y líquidas en la superficie

de un sólido. La cantidad de líquido adsorbido es directamente proporcional a la superficie expuesta y

a la presión o concentración del material a ser adsorbido pero inversamente proporcional a la

temperatura del sistema.

En el sistema de secado del gas de proceso, la humedad es adsorbida a alta eficiencia, cerca del

100% cuando se opera con desecante fresco regenerado. El acercamiento al

100% de eficiencia de adsorción dependerá de variables de operación como son: las propiedades del

desecante, la temperatura del sistema de secado, el contenido de humedad en el gas de proceso, la

técnica de regeneración y del estado de suciedad del desecante.

I. COMPRESIÓN FINAL DEL GAS DE PROCESO.

El gas que sale del fondo de los secadores, pasa a través de los filtros 101-L A/B/C (operando dos en

paralelo), el cual remueve las partículas finas tomadas de los tamices de los secadores y pasa a la

quinta etapa de compresión del gas de proceso, donde la presión es de 12.4 a 38.4 Kg/cm2 y pasa a

los filtros de descarga 102-L y 123-L, los cuales operan en paralelo.

J. ENFRIAMIENTO DE ALIMENTACIÓN AL DESMETANIZADOR.

El gas de proceso que entra a esta sección proveniente del área caliente de la planta, se enfría y

vaporiza súbitamente en tres etapas progresivamente usando etileno y propileno refrigerantes de los

circuitos cerrados de refrigeración y con las corrientes frías de hidrógeno, etano y metano que se

producen en la sección de fraccionamiento.

K. PREDESMETANIZADORA Y DESMETANIZADORA.

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La columna presdesmetanizadora 113-E separa los componentes pesados de la primera corriente de

alimentación al desmetanizador 103-E. La alimentación que proviene de la primera etapa de

enfriamiento se vaporiza parcialmente a la primera bandeja en esta columna de 30. El vapor del tope

va al desmetanizador como la alimentación más baja de la columna y el líquido del fondo a una

temperatura de 15°C va a la torre desetanizadora.

El despojamiento del líquido que baja por los platos se realiza con vapores que ascienden desde un

rehervidor que utiliza como agente de calentamiento propileno condensante del sistema de

refrigeración con propileno.

La columna desmetanizadora separa el metano de los componentes C2 y más pesados.

El vapor del tope a -90°C se condensa parcialmente con etileno refrigerante y luego, separadas las

fases en el tambor de reflujo 119-F, el vapor va al expansor 188-J. El producto del fondo de la

columna a 0°C se alimenta a la torre desetanizadora.

L. DESETANIZADORA.

La columna desetanizadora 104-E separa los C2 de los C3, en la misma se controla la cantidad de

propileno que va con el producto de tope (clave pesado) y la de etileno que va con el producto de

fondo (clave liviano) y evitar el pase de componentes pesados y livianos por el tope y por el fondo

respectivamente.

La columna tiene dos alimentaciones: la corriente de fondo de la prefraccionadora (113-E) que entra

en el plato 20 y la corriente del fondo de la desmetanizadora (103-E) por encima del plato 13.

El producto de tope es la corriente de etileno y etano al cual se condensa parcialmente propileno

refrigerante, el vapor se envía a las fraccionadoras propano/propileno.

Los rehervidores de las columnas utilizan agua de proceso como agente de calentamiento.

M. FRACCIONADORAS ETANO/ETILENO.

El producto proveniente del tope del desetanizador a -22oC y 21Kg/cm2 es enviado en forma paralela

a tres torres fraccionadoras de Etano / etileno, las cuales utilizan una bomba térmica para suplir el

calor del rehervidor y comprimir los vapores del tope de las torres a una presión de 36.5kg/cm2.

En el tope de cada columna es recuperado un 99.95% de etileno como producto en forma de vapor o

liquido, mientras que el etano concentrado en el fondo de la columna puede ser enviado como reciclo

a los hornos de pirolisis o almacenarlo en un tanque.

N. FRACCIONADORAS PROPANO/PROPILENO.

Se encuentran constituidos por un fraccionador primario y otro secundario.

El fraccionador primario Propano / propileno es alimentado por la corriente proveniente del fondo del

desetanizador a 62oC y 21.3 kg/cm2. Este fraccionador separa el propileno del propano e

hidrocarburos pesados, que luego alimentaran al Desbutanizador.

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El fraccionador secundario propano / propileno es alimentado por el tope del fraccionador principal

con condiciones de operación de 46oC y 18,43 Kg./cm2. Este sistema es diseñado para obtener por

el tope, propileno como producto a un 99,6% de pureza. Los productos del fondo del fraccionador

secundario son recirculados de nuevo al fraccionador principal.

O. DESBUTANIZADORA E HIDROGENADORES DE PROPANO DE RECICLO.

Las corrientes combinadas del producto del fondo del fraccionador primario de C3 esencialmente

propano e hidrocarburos mas pesados, incluyendo productos olefinicos y diolefinicos, son

alimentados a la torre desbutanizadora.

La torre desbutanizadora separa los hidrocarburos C4 y más livianos de los compuestos C5 y más

pesados. Los primeros pueden ser reciclados a los hornos de pirolisis como propano de reciclo o

enviados a los reactores de hidrogenación.

En los reactores de hidrogenación, se convierten las olefinas y diolefinas en hidrocarburos saturados

(propileno, butadieno, butileno y pentenos), y de esta manera retornan a la desbutanizadora para ser

enviados a los hornos de pirolisis. Durante la piroli

sis, estos compuestos producen componentes pesados y una gran cantidad de coque el cual reduce

el tiempo de corrida de los hornos.

Las reacciones que ocurren en estos reactores son exotérmicas y son las siguientes:

CnH2n + H2 ---> CnH2n+2 + Q Reacción General

(Olefinas) (parafina)

C3H4 + H2 ---> C3H6+ Q

C3H6 + H2 --->C3H8+ Q

C4H6 + H2 ---> C4H8 + Q

C4H8 + H2 ------> C4H10 + Q

El sistema de hidrogenadores, consiste en dos reactores que emplean cada uno catalizadores con

elementos como el níquel y el molibdeno, estos deben ser reducidos y sulfurizados previos a su

puesta en servicio. Estos catalizadores tienen una duración estimada de un año aproximadamente,los cuales pueden ser regenerados durante las paradas programadas de mantenimiento de la planta.

En el caso de que los catalizadores requieran regeneración durante la operación de la planta, se

desvía la corriente de reciclo sin hidrogenar directamente a los hornos de pirolisis.

P. SISTEMA DE REFRIGERACIÓN DE PROPILENO.

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Prof (a). Cristina BarretoLa refrigeración en este sistema se obtiene a través de la comprensión y condensación de los

vapores de propileno, cuyo condensado se utiliza como medio refrigerante. El sistema de propileno

proporciona dos niveles de calentamiento y tres niveles de refrigeración (2°C, -26°C y -41°C). El

compresor de propileno 102-J es una máquina centrífuga de un solo cuerpo con tres etapas de

succión y dos de descarga.

Q. SISTEMA DE REFRIGERACIÓN DE ETILENO.

El sistema de refrigeración de etileno es similar al anterior. El compresor 103-J es una máquina

centrífuga de un solo cuerpo con tres etapas de succión y dos de descarga.

El vapor de etileno se comprime y condensa para ser usado como refrigerante, vapores de tres

niveles de temperatura (-62°C, -81°C y 101°C), se admiten en la máquina para su recompresión y

continuar con el ciclo de refrigeración.

R. SISTEMA DE GENERACIÓN DE VAPOR DE DILUCIÓN.

Este sistema produce vapor de dilución a partir del agua aceitosa del tambor del depurador de gases

para ser alimentado a los hornos de pirólisis.

El condensado del tambor 103-F en forma de emulsión, es llevado a un sistema de filtros a presión

donde se rompe la emulsión y la fase de aceite se separa del condensado antes de entrar al

depurador 301-E, donde se eliminan los gases ácidos usando vapor de baja presión enviándose al

despojador 101-E. El condensado se alimenta al tambor del sistema de generación de vapor de

dilución donde se genera vapor a 9.2 Kg/cm2 y 179°C para alimentarse a los hornos de pirólisis.

S. SISTEMA DE PRETRATAMIENTO DE EFLUENTES.

Los efluentes orgánicos e inorgánicos de la planta tienen sistemas de recolección separados, los

cuales, previo pretratamiento, se envían a la planta central de tratamiento de efluentes.

El tratamiento de los efluentes orgánicos contempla: Neutralización de Soda Cáustica gastada,

Separación de partículas de coque del efluente de decoquizado, Separación de aceite.

Los sistemas de pretratamiento están siendo sometidos a modificación por el proyecto ambiental de

las plantas de Olefinas, el cual contempla el tratamiento de los efluentes de ambas plantas de

Olefinas y su área de almacenamiento.

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Procesos Petroquímico

Prof (a). Cristina Ba

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PROCESOS PETROQUÍMICOS II

Prof(a). Cristina BarretoDIFERENCIAS ENTRE LA PLANTA DE OLEFINAS I Y LA PLANTA DE

OLEFINAS II

Los mayores tiempos de residencia están en los hornos de Olefinas I, mientras

que en Olefinas II los tiempos son menores.

OFERTA Y DEMANDA DE ETILENO Y PROPILENO, A NIVEL MUNDIAL Y NACIONAL

Para objeto de investigación de los estudiantes....

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Proceso de Olefinas I