alicia wood casas

UNIVERSIDAD VERACRUZANA

Facultad de Ciencias Químicas

“Análisis de la sustitución de la Nafta Importada

por el Crudo Maya como insumo para la Planta

Estabilizadora de Crudo del Complejo

Petroquímico „La Cangrejera‟ para la producción

de Aromáticos”.

TESIS

QUE PARA OBTENER EL TITULO DE:

INGENIERO QUIMICO

PRESENTA:

ALICIA WOOD CASAS

COATZACOALCOS 2009

ÍNDICE Índice Página Introducción ........................................................................................................... 1 CAPITULO I. GENERALIDADES ........................................................................... 3

1.1Complejo Petroquímico Cangrejera.............................................................. 3

1.2 Uso de Crudo Maya como combustible alterno ............................................ 4

1.3 La planta estabilizadora de crudo ................................................................. 7

1.3.1Tipo de Proceso .......................................................................................... 7 1.3.2 Capacidad y Rendimiento .......................................................................... 7

1.4 Descripción del proceso ..................................................................................... 7

1.4.1 Sección de calentamiento y desalado ......................................................... 7

1.4.2 Sección de estabilización ........................................................................... 8

1.4.3 Sección de desbutanizado ....................................................................... 12

1.5 Filosofía Básica de Operación ......................................................................... 12

1.5.1 Sección de Calentamiento ........................................................................ 12

1.5.1.1 Sección de Precalentamiento ................................................................ 12

1.5.1.2 Sección de Calentamiento .................................................................... 12

1.5.2 Sección de Estabilización ......................................................................... 13

1.5.3 Sección de Fraccionamiento .................................................................... 13

1.6 Diagrama de la Planta Estabilizadora de Crudo ............................................... 15

CAPITULO II. SIMULACIÓN ................................................................................. 16

2.1 Concepto de Simulación .................................................................................. 16

2.2 Simuladores de procesos químicos .................................................................. 18

2.3 Simulador HYSYS ............................................................................................ 20

2.4 Composición de la Carga ................................................................................. 21

2.5 Selección de la opción termodinámica ............................................................. 25

2.6 Sección de Estabilización ............................................................................. 26

2.6.1 Torre de Estabilización (DA2001) ............................................................. 26

2.6.1.1Alimentación a la Torre Estabilizadora (Crudo Maya) .......................... 26

2.6.1.2 Vapores hacia en tanque de succión del compresor .......................... 26

2.6.1.3 Alimentación a la Torre Desbutanizadora (T.D.) ................................. 27

2.6.1.4 Extracción Lateral ............................................................................... 27

6.1.5 Crudo Estabilizado ............................................................................. 27

2.6.2Tanque de Succión del Compresor (FA2002) .......................................... 29

2.6.3 Compresor de Gases de la Torre Estabilizadora: (GB2001) ..................... 30

2.6.4 Condensador de descarga del compresor ( EA2016) ............................... 31

2.6.5 Separador de la Descarga del Compresor (FA2003) ................................ 33

2.6.6 Bomba de Alimentación a la Torre Desbutanizadora (GA2005) ............... 34

2.6.7 Bomba de Descarga (Efluente) del Compresor (GA2006) ........................ 35

2.7 Sección de Desbutanizado ............................................................................ 36

2.7.1 Mezclador de la alimentación a la Torre Desbutanizadora (M_2001) ....... 36

2.7.2 Precalentador de Carga de la Torre Desbutanizadora (EA2018) .............. 37

2.7.3 Torre Desbutanizadora (DA2002) ............................................................. 39

Diagrama 2.8 “Simulación de la Planta Estabilizadora de Crudo” ................... 42

CAPITULO III. ANÁLISIS DE LOS RESULTADOS ............................................... 43

3.1 Torre Estabilizadora DA2001 ......................................................................... 43

3.1.1 Vapores al tanque de Succión ....................................................................... 43

3.1.2 Alimentación a DA2002_a ............................................................................. 47

3.1.3 Crudo Estabilizado ........................................................................................ 51

3.1.4 Temperatura de la Torre Estabilizadora DA2001 ........................................... 55 3.2 Torre Desbutanizadora DA2002 ..................................................................... 56 3.2.1 Domo DA2002 ............................................................................................... 56 3.2.2 C4 y más ligero ............................................................................................. 58 3.2.3 C5 y C8 ............................................................................................................................................................................ 60 3.2.4 Temperatura de la Torre Desbutanizadora DA2002 ....................................... 64 3.3 Resultados de la Simulación utilizando Crudo Maya ................................... 66 3.4 Resultados de la Simulación utilizando Nafta Importada ............................ 72 Conclusiones ....................................................................................................... 78 Recomendaciones ................................................................................................ 79 Bibliografía ............................................................................................................ 80

Universidad Veracruzana Facultad de Ciencias Químicas

1

INTRODUCCIÓN

La necesidad de producir aromáticos a partir del petróleo surgió con la segunda

Guerra Mundial, debido a la enorme demanda de tolueno para producir trinitrotolueno

(TNT), llamado comúnmente dinamita.

Inicialmente, el tolueno se producía a partir del carbón mineral, pero esta industria

fue insuficiente para satisfacer las demandas del mercado, lo que obligó a desarrollar

procesos de producción y extracción de tolueno contenido en las fracciones del petróleo.

Después de la guerra, se mantuvo el mercado de los hidrocarburos aromáticos

debido al desarrollo de los plásticos, detergentes, y una serie de productos sintéticos,

además de la demanda creciente de gasolina de alto octano.

Los aromáticos de mayor importancia en la industria petroquímica son: el benceno,

el tolueno y los xilenos. Estos hidrocarburos se encuentran en la gasolina natural en

mínimas concentraciones, por lo que resulta incosteable su extracción.

Por lo tanto, para producirlos se desarrolló el proceso denominado de

desintegración catalítica, cuya materia prima de carga es la gasolina natural o nafta

pesada, cuyo alto contenido de parafinas lineales y cíclicas (naftenos) constituye el

precursor de los aromáticos.

Uno de los procesos más comunes de reformación catalítica es el llamado de

"platforming" que usa como catalizador platino soportado sobre alúmina.

Hay cuatro tipos principales reacciones que ocurren en Plattforming proceso para

producir compuestos aromáticos:

Dehidrociclización de las Parafinas

Isomerización de los Naftenos y las Parafinas

Deshidrogeneración de los Naftenos

Hidrocraqueo

Actualmente los centros procesadores de Cactus y Nuevo México así como en las

plantas fraccionadoras de los Complejos Petroquímicos Morelos y Cangrejera producen


2

una alrededor de 7 MBD de gasolina natural dicha gasolina es mayormente una gasolina

parafinica que es utilizada en la planta Hidrodesulfuradora de Naftas.

En la actualidad Pemex petroquimica está interesado en la instalación de una planta

para producir aromáticos ( Benceno y Tolueno) mediante el aprovechamiento de

corrientes ricas en hexano disponibles, actualmeten dichas corrientes son solo

alimentadas a la planta Hidrodesulfuradora de Naftas pero debido a que solo son

gasolinas parafinicas se utilizan simplemente para completar el nivel de operación de la

Planta Hidrodesulfuradora de Naftas para después ser enviadas a un pool de gasolinas

amorfas; es decir gasolinas con un bajo de octanaje.

Debido a esta razón, se realizará una simulación de Procesos mediante el simulador

“Hysys” de la Planta Estabilizadora de Aromáticos del Complejo Petroquímico “La

Cangrejera”, en la cual se efectuará un análisis que determine la factibilidad de sustituir la

Nafta Importada que actualmente se utiliza como insumos de la Planta Estabilizadora por

las gasolinas parafinicas.

Cabe señalar que la Planta Estabilizadora de Crudo del Complejo Petroquímico consta

de 3 secciones:

Sección de calentamiento y desalado

Sección de estabilización

Sección de desbutanizado

Para fines de este estudio sólo se simulará y analizará las secciones de:

Sección de estabilización

Sección de desbutanizado


3

CAPITULO I Generalidades

1.1 Complejo Petroquímico Cangrejera

El Complejo Petroquímico Cangrejera se localiza al sureste de la ciudad de

Coatzacoalcos, aproximadamente a 5 kilómetros del Centro Embarcador y de la Terminal

Marítima Pajaritos, que son los centros de distribución nacional y de exportación de los

productos que elabora. Las actividades de operación de sus instalaciones iniciaron en

1980 y es la instalación más grande en su tipo en América Latina; cuenta con plantas

cuya capacidad de producción se ubica a la altura de las mejores y más grandes del

mundo.

El Complejo Petroquímico Cangrejera tiene como objetivo incrementar la

productividad y promover el crecimiento de sus instalaciones manteniendo la integridad de

su personal, enfocando sus actividades a la modernización de procesos.

Actualmente opera con 16 plantas activas, las cuales se encuentran dirigidas a

una cadena de derivados de Etileno y otra de Aromáticos, obteniendo como productos

principales el Polietileno de Baja Densidad, Estireno, Óxido de Etileno, Benceno, Tolueno

entre otros, los que son utilizados para la obtención de productos finales tales como:

pinturas, detergentes, cosméticos, teléfonos, bolsas, juguetes, farmacéuticos, cintas, etc.

En el año 2000 obtuvo la certificación bajo la norma ISO 14001:1996 y en 2002 la

certificación bajo la norma ISO 9001:2000.

En materia de conservación natural, protege y mejora un predio de más de 20 mil

m² en el interior de su industria, denominado “Reserva Ecológica Cangrejera”.1

Figura 1.1 Plano de Localización

1.-Manual de Operación de la Planta Estabilizadora del Complejo Petroquímico “ La Cangrejera”.


4

1.2 Uso de Crudo Maya como combustible alterno

El combustóleo mexicano se caracteriza por su alta viscosidad y elevados

contenidos de azufre y vanadio. Esta particularidad determina una problemática

característica en los generadores de vapor que utilizan este combustible.

Aproximadamente el 70% de la energía eléctrica que se produce en México

proviene de la combustión de hidrocarburos como el combustóleo, gas natural y diesel;

siendo el primero el principal combustible utilizado. El combustóleo es el residuo que se

obtiene al final del proceso de refinación del petróleo crudo en las refinerías de Pemex.

Este residuo es acondicionado con mezclas de fracciones ligeras de otros hidrocarburos

para su manejo y combustión en los generadores de vapor de la Comisión Federal de

Electricidad.

El combustóleo mexicano se caracteriza por su alta viscosidad y elevados

contenidos de azufre y vanadio. Esta particularidad determina una problemática

característica en los generadores de vapor que utilizan este combustible.

Particularmente, se han identificado problemas relacionados con los procesos de

combustión, de corrosión de materiales utilizados en zonas de alta y baja temperatura, de

contaminación por emisión de gases y partículas suspendidas, al igual que alteraciones

del patrón de flujo térmico en los generadores de vapor entre otros.

Nuestro país produce tres tipos de petróleo crudo: Olmeca, Istmo y Maya. La

diferencia entre estos crudos estriba en su densidad y el contenido de azufre. El crudo

Olmeca y el Istmo están clasificados como superligero y ligero, respectivamente; mientras

que el crudo Maya está clasificado como un crudo pesado, con una densidad de 1.0 a

0.92 g/cm3 y un contenido mínimo de azufre de 3.3 %.

Con el propósito de incorporar un mayor valor agregado al crudo Maya, Pemex ha

buscado alternativas de procesamiento a este producto. Una de estas alternativas es la

de procesar el crudo Maya en la planta despuntadora del complejo petroquímico la

Cangrejera, Veracruz, con capacidad de producción de 200 mil barriles por día y producir

un crudo parcialmente procesado (crudo Maya despuntado). Este producto se propone


5

como un combustible alterno para ser suministrado a los usuarios que tradicionalmente

han utilizado combustóleo en sus generadores de vapor.

El crudo Maya despuntado tiene algunas propiedades físicas y químicas diferentes

a las del combustóleo.

En la Tabla 1.1 se muestran los valores comparativos entre algunas propiedades

fisicoquímicas y el análisis químico elemental de una muestra de crudo Maya despuntado

y los valores obtenidos de una muestra de combustóleo.

Tabla 1.1. Análisis y propiedades fisicoquímicas de un Combustóleo y del Crudo Maya

despuntado

Determinación Combustóleo Crudo Maya

Poder Calorífico Bruto (Cal/gr) 10,157 10,203

Poder Calorifico Neto (Cal/gr) 9,599 9,632

Azufre (%peso) 3.39 3.71

Carbón con radsom (%peso) 16.0 12.57

Cenizas (%peso) 0.065 0.050

Gravedad especifica @60/60 (°F) 0.9990 0.9550

Tensión superficial @60°C (Dinas/cm) 30.9 29.5

Carbono (%peso) 84.81 84.33

Hidrógeno (%peso) 10.93 11.18

Nitrógeno (%peso) 0.20 0.36

Oxigeno (%peso) 0.21 0.37

Viscosidad s.s.f. @°F 502 93

Insolubles en NC5 (%peso) 14.12 15.19

Temperatura de inflamación p.m (°C) 102 35

Agua por destilación (%vol.) 0.4 0.1

Agua y sedimento (%vol.) 0.45 0.50

Tabla 1.2. Análisis químico cuantitativo de algunos metales en el Combustóleo y en el Crudo Maya despuntado.

Elemento Combustóleo Cantidad (PPM)

Crudo Maya despuntado Cantidad (PPM)

Vandio 290 240

Niquel 32.9 35.6

Sodio 10.1 7.3

Fierro 4.9 4.6

Cobre 0.7 12.4


6

Como puede apreciarse en las Tablas 1.1 y 1.2, existen algunas diferencias en las

propiedades físicas del crudo Maya despuntado respecto al combustóleo, principalmente

en la viscosidad y temperatura de inflamación. Estas diferencias podrían imponer

requerimientos adicionales en el sistema de almacenamiento y manejo de este

combustible. También es posible que el proceso de combustión sea afectado y se

produzcan modificaciones a los patrones de flujo de calor en el horno de los generadores

de vapor o modificar las emisiones de gases y partículas al medio ambiente.

Por otra parte, el crudo Maya despuntado al igual que el combustóleo contiene

cantidades significativas de elementos como sodio, azufre, vanadio. La combinación de

estos elementos podría modificar la corrosividad de las cenizas que se depositan sobre

los materiales que componen las tuberías de las distintas secciones de los generadores

de vapor y crear situaciones de un mayor desgaste por corrosión de los materiales.5

5.-Artículos sobre el crudo maya, realizado por el Instituto Mexicano del Petroleo (IMP) [http://www.imp.org.mx/2001c/tenden.pdf]


7

1.3 La planta estabilizadora de crudo

La planta estabilizadora de crudo del Complejo Petroquímico “La

Cangrejera”,Veracruz; tiene la finalidad de separar el crudo los componente c8 y más

ligeros, así como el fraccionamiento posterior de dicha corriente, para obtener un corte C1-

C4 y otro C5-C8 (Nafta debutanizada) que servirán como alimentaciones a las plantas

fraccionadora e hidrodesulfuradora, respectivamente, del mismo complejo de la

Cangrejera, ver.

1.3.1Tipo de Proceso

El proceso que se utilizará será el de estabilización mediante destilación primaria

del crudo y fraccionamiento del corte ligero separado.

1.3.2 Capacidad y Rendimiento

La planta opera con un factor de servicio del 90%, es decir opera 329 días al año.

La planta esta diseñada para procesar una carga de 200 000 B.P.D de crudo tipo cactus-

sitio Grande

La capacidad normal de operación será igual que la de diseño, es decir 200 000 B.P.D.

La capacidad mínima de operación será igual al 60% de la capacidad de diseño, es decir

120 000 B.P.D.

1.4 Descripción del proceso

1.4.1 Sección de calentamiento y desalado

El crudo proveniente de límite de batería se bombea mediante las bombas de

carga GA-2001 AB/R a través de 2 trenes de precalentamiento, con objeto de elevar

su temperatura de 27°C (80°F) hasta 207°C (405°F), previamente a su entrada a los

calentadores de fuego directo que elevan su temperatura hasta 264 °C (507°F).


8

El precalentamiento del crudo se lleva acabo aprovechando el calor de los fondos

de la columna estabilizadora DA-2001, así como de la extracción lateral de la misma torre.

Una vez que el crudo ha alcanzado una temperatura de 90°C (194°F) en el tren “A” de

precalentamiento de crudo y de 102°C (215°F) en el tren “B” de precalentamiento de

crudo, pasa a las unidades desaladoras FA-2005 AB en las que se lleva acabo un

desalado simple o en una etapa, desde 200 lb NaCl/1000 Bbl hasta 10 lb NaCl/1000 Bbl.

El crudo antes de entrar a las desalaldoras, se mezcla con agua ( 4 a 6% en

volumen con respecto al crudo) con el fin de lograr la extracción de sales (cloruro de

sodio, magnesio, calcio y fierro principalmente).

Al salir de las desaladoras, el crudo, ya desalado, continúa precalentándose en los

intercambiadores de calor que anteceden a los calentadores de carga.

Después de unirse las corrientes independientes de crudo de cada tren, pasan a

los calentadores de fuego directo en los que se eleva la temperatura hasta 264°C (507°F),

produciéndose la vaporización requerida para alimentarse a la torre estabilizadora

DA2001.

1.4.2 Sección de estabilización

Las condiciones de operación en los domo de la torre DA4001 son: 1.76 kg/cm2

man y 140 °C (25 psig y 284 °F).

En dicha torre estabilizadora se separan del crudo los componentes C8 y más

ligeros. El crudo estabilizado, a una temperatura de 252°C (485 °F) se hace pasar, por

medio de las bombas GA-4002 AB/R, a través de la mayoría de los equipos de

intercambio de calor que forman el tren de precalentamiento de crudo, cediendo su calor

hasta lograr una temperatura de 74°C (164°F).

El crudo en estas condiciones pasa después por el enfriador de Crudo

estabilizado EA-2002 en el que se enfría hasta 50°C (122°F), enviándose después a

limites de batería.


9

De la torre estabilizadora DA-2001, se toma una extracción lateral a la altura del

plato N° 9 mediante la bomba GA-2003 /R, con el objetivo de reducir la carga térmica en

los condensadores de la torre, dicha extracción intercambia calor con el crudo de carga en

los equipos EA-2005, EA2006, EA-2008, bajando se temperatura desde 171°C (393 °F)

hasta 93°C (200 °F) la cual regresa a la torre en el plato N°6.

Cuando la planta opera al 60% de su capacidad, funciona solamente un tren de

precalentamiento de crudo.

Los vapores de los domos de la torre DA-2001 formados por componente C8 y

más ligeros, pasan al condensador de la torre estabilizadora EA-2015, en el que se

condensan y enfrían hasta 40°C (104°F).

Habiéndose llevado a cabo la condensación, la mezcla resultante de liquido-vapor

se separa en el acumulador de reflujo de la torre estabilizadora FA-2001.

El liquido separado se divide en 2 corrientes: una es el reflujo de la torre y la otra

corriente básicamente constituye la alimentación a la torre debutanizadora DA-2002.

Ambas corrientes se bombean mediante las bombas GA-2004 /R y GA-2005/R,

respectivamente.

Los vapores separados en FA-2001 pasan al tanque de succión del compresor

FA-2002, del que los toma el compresor GB-2001 y eleva su presión hasta 6.3 kg/cm2

man (90 psig).

El fluente del compresor pasa al condensador EA-2016 que enfría los vapores

hasta 44°C (111°F) Produciéndose una mezcla liquido-vapor que se separa en el tanque

separador FA-2003.

El vapor separado se une con el producto gaseoso de los domos de la torre

desbutanizada.


10

1.4.3 Sección de desbutanizado

El liquido separado en el tanque FA-2003 se mezcla mediante la bomba GA-

2006/R con el producto liquido del tanque acumulador de reflujo de la torre estabilizadora

FA-2001 y queda así constituida la carga para la torre desbutanizadora DA-2002.

La carga a la torre desbutanizadora se precalienta desde 40°C (104°F) hasta

138°C (280°F) en el intercambiador de calor EA-2018 utilizando como medio de

calentamiento los fondos de la misma torre.

Una vez precalentada la alimentación, se alimenta a la torre desbutanizadora DA-

2002 en cuyo domo se opera a 66°C y 9.85 kg/cm2 man (151°F y 140 psig)

Los vapores de los domos de la torre DA-2002 pasan al condensador de la torre

desbutanizadora EA-2019 donde se condensan y enfrían hasta 44°C (111°F),

produciéndose también una mezcla liquido-vapor, que se separa en el acumulador de

reflujo de la torres desbutadizadora FA-2004.

El vapor separado, se mezcla con el vapor que sale del separador FA-2003 y se

envía como gases amargos a tratamiento, a la Unidad Tratadora y Fraccionadora de

Hidrocarburos.

Parte del líquido separado constituye el reflujo de la Torre Desbutanizadora DA-

2002.

Al resto del líquido se le aumenta la presión hasta 17.6 kg/cm2 man. (250 psig) con

la bomba de Producto GA-2008/R y se envía como parte de la carga a Unidad tratadora y

fraccionadora de Hidrocarburos también en la Cangrejera, Ver.

Los fondos de la torre a 172 °C (342°F), constituidos fundamentalmente por C5 -C8,

intercambian calor con la alimentación a la Torre DA-2002, enfriándose hasta 71°C

(160°F), enviándose después a la Planta Hidrodesulfuradora.


11

Cuando no se envían los fondos de la Torre DA-2002 a la Planta

Hidrodesulfuradora, éstos pasarán al Enfriador EA-2020, en el que se enfriarán hasta

38°C (100°F) y se enviarán a almacenamiento.


12

1.5 Filosofía Básica de Operación 1.5.1 Sección de Calentamiento:

Esta sección puede dividirse a su vez en:

Sección de Precalentamiento

Sección de Calentamiento, propiamente dicho.

1.5.1.1 Sección de Precalentamiento

Esta sección esta constituida por dos trenes de precalentamiento de crudo en

paralelo, que incluyen, cada uno, siete unidades de intercambio de calor.

La principal variable de operación que afecta esta sección es el flujo, que debe ser la

mitad del total, circulando por cada uno de los trenes de precalentamiento. Para controlar

el flujo de crudo, se cuenta con controladores de flujo a la salida de las bombas de carga,

en cascada con un controlador de presión a la salida del tren de precalentamiento.

El crudo estabilizado, como no pasa por el mismo numero de carcazas por ambos

trenes, podría no repartirse equitativamente, por lo que se tiene también control del flujo a

la salida de cada uno de los trenes de precalentamiento de crudo, en cascada con un

control de nivel en los fondos de la Torre Estabilizadora.

1.5.1.2 Sección de Calentamiento

Esta sección esta integrada por dos calentadores de fuego directo con clave BA-

2001A-B. Cada uno de ellos maneja la mitad de la carga de crudo y para ello se tienen

controladores de flujo individuales a la entrada de los serpentines de cada horno.

La temperatura de salida de los hornos se controla mediante un controlador de

temperatura, en cascada, con un control de presión que controla indirectamente el flujo de

gas combustible.


13

1.5.2 Sección de Estabilización

Esta sección esta formada, fundamentalmente, por la Torre Estabilizadora DA-

2001.Los fondos de dicha torre se utilizan para precalentar el crudo de carga, al igual que

la extracción lateral de la misma.

El flujo de dicha extracción se controla por medio de un controlador de flujo instalado

en la línea de retorno.

La temperatura de los domos de la Torre Estabilizadora se controla por medio de un

controlador de temperatura en cascada con un control de flujo que controla el reflujo de la

torre.

En esta sección se incluyen también el condensador de la Torre Estabilizadora EA-

2015 y su respectivo tanque acumulador de reflujo, FA-2001 así como un compresor de

los gases separados en el FA-2001, con su correspondiente tanque de succión, un

enfriador del efluente del compresor, y un tanque separador de la mezcla liquido-vapor

producida por enfriamiento.

La presión es una variable de operación importante en esta sección y se controla

mediante un control de presión a la salida del tanque de succión del compresor. Dicho

controlador es de rango dividido y, en caso de sobrepresionarse el sistema, se abriría la

2a válvula hacia el desfogue.

1.5.3 Sección de Fraccionamiento

Las variables de operación importantes en esta sección son la temperatura y la

presión. La temperatura de Domos de la Torre desbutanizadora se controla mediante un

controlador de temperatura en cascada con un controlador de reflujo de la torre.

La temperatura de salida del calentador de fondos de la Torre Desbutanizadora se

regula por medio de un controlador de temperatura en cascada, con un controlador de

presión que inspecciona el paso de gas combustible.


14

La presión se controla por medio de un controlador de presión de rango dividido a la

salida del tanque acumulador de la Torre Desbutanizadora.1

1.-Manual de Operación de la Planta Estabilizadora del Complejo Petroquímico “ La Cangrejera


15

1.6 Diagrama de la Planta Estabilizadora de Crudo

Sección de Estabilización

Sección de Desbutanizado

DA2001

FA2002

GA2005

GB2001

EA20016

Crudo

Maya

Extracción

Lateral

Crudo

Estabilizado

Vapores a

Tanque de

Succión

Alimentación a

DA2002_a

Q_2001

Q_2001_a

Q_GA2005

Q_GB2001

Q_EA2016

T_2001

Vapores a

compresor_a

Vapores a

compresor_b

Descarga del

compresor_b

Condensado

Alimentación a

DA2002_a1

DA2001

FA2002

GA2005

GB2001GB2001

EA20016

Crudo

Maya

Extracción

Lateral

Crudo

Estabilizado

Vapores a

Tanque de

Succión

Alimentación a

DA2002_a

Q_2001

Q_2001_a

Q_GA2005

Q_GB2001

Q_EA2016

T_2001

Vapores a

compresor_a

Vapores a

compresor_b

Descarga del

compresor_b

Condensado

Alimentación a

DA2002_a1

DA2002

EA2018

Domo

C4 y más ligeros

C5 y C8

C5 y C8 a L.B.

Alimentación

DA2002

FA2003

GA2006

M_2001

Gas

Agua

Amarga Q_2006

Q_DA2002_a

Q_DA2002_b

Alimentación a

DA2002_b

Alimentación a

DA2002_b1

Alimentación

DA2001

DA2002

EA2018

Domo

C4 y más ligeros

C5 y C8

C5 y C8 a L.B.

Alimentación

DA2002

FA2003

GA2006

M_2001

Gas

Agua

Amarga Q_2006

Q_DA2002_a

Q_DA2002_b

Alimentación a

DA2002_b

Alimentación a

DA2002_b1

Alimentación

DA2001

Vapor


16

CAPITULO II

Simulación

2.1 Concepto de Simulación

Consiste en evaluar numéricamente el modelo para condiciones específicas. El

simulador de procesos resuelve las variables desconocidas a partir de las conocidas o

parámetros de diseños deseados.

Usa las relaciones físicas fundamentales:

Balances de masa y energía

Relaciones de equilibrio

Correlaciones de velocidad (Reacción y transferencia de masa y calor)

Predice:

Flujos, composiciones y propiedades de las corrientes

Condiciones de operación

Tamaño de equipo

Algunas aplicaciones

Diseño y optimización de procesos

Entrenamiento operativo de operarios

Para llevar a cabo control de procesos (estrategias de control predictivo)

Ventajas de la Simulación

Reduce el tiempo de diseño de una planta

Permite al diseñador examinar rápidamente varias configuraciones de planta.

Ayuda a mejorar procesos actuales

Responde a las interrogantes en el proceso

Determina condiciones óptimas del proceso dentro de las restricciones dadas

Se debe tener en cuenta que los resultados de una simulación no son siempre fiables

y estos se deben analizar críticamente.


17

Hay que tener en cuenta que los resultados dependen de:

La calidad de los datos de entrada

De que las correlaciones empleadas sean las apropiadas (escoger bien el paquete

termodinámico)

Elección adecuada el proceso.


18

2.2 Simuladores de procesos químicos

Entre 1970 y 1990 comenzaron a surgir simuladores de procesos comerciales. Son

herramientas básicas en los programas universitarios de ingeniería química.

Las tres empresas que se reparten casi la totalidad del mercado de la simulación de

procesos son:

AspenTech

Honeywell

Simulation Sciences

El sector del petróleo y gas ha sido uno de los preferidos por las empresas de

simulación de procesos. Modelos forman parte del Know-how privado de la compañía.

Existen software de simulación privados(desarrollados por empresas) y académicos que

poseen características de simulación especificas que pueden superar muchas veces a los

paquetes comerciales.

Algunos de los paquetes actuales de software se muestran a continuación:

CHEMCAD creado en 1984

Paquete de módulos que abarca: Cálculo y diseño de intercambiadores

de calor Simulación de destilaciones

dinámicas Simulación de reactores por lotes Simulación de destilaciones por lotes Simulación de redes de tuberías

SuperPro-Designer Provee:

Simulación del proceso Evaluación económica Análisis avanzado del rendimiento específico Programación del proceso Valoración del impacto ambiental

(incluyendo cálculos rigurosos de la emisión de VOC).


19

Sistema Avanzado para Ingeniería de Procesos - Advanced System for Process Engineering (ASPEN). Desarrollado en los años 1970s por investigadores del MIT. Comercializado desde 1980 por una compañía denominada AspenTech. AspenPlus tiene la base de datos más amplia entre los simuladores de procesos comerciales, e incluye comportamiento de iones y de electrolitos. Tiene muchos datos de propiedades a varias temperaturas y presiones.

Adquirido por Aspentech en 2004. Software especializado para la industria petroquímica. Las principales ventajas de HYSYS son:

Su facilidad de uso (interfaz amigable) Base de datos extensa (superada solo por la de

AspenPlus) Utiliza datos experimentales para sus

correlaciones. La mayoría de los datos son experimentales, aunque algunos son estimados (la mayoría de simuladores usa modelos predictivos como UNIFAC)

Las principales desventajas de HYSYS son: Pocas o nulas aplicaciones de sólidos Software de optimización limitado (el optimizar no

es muy potente)


20

2.3 Simulador HYSYS

Hysys es un software para la simulación de plantas petroquímicas y afines. Incluye

herramientas para estimar:

Propiedades físicas

Equilibrios líquido vapor,

Balances de materias y energía

Simulación de muchos equipos de ingeniería química.

Simula procesos en estado estacionario y dinámico.

Los parámetros de diseño como número de tubos de un intercambiador de calor,

diámetro de la carcasa y número de platos de una columna no pueden ser calculados por

Hysys.

Hysys es una herramienta que proporciona una simulación de un sistema que se describe

con anterioridad.

Hysys puede emplearse como herramienta de diseño, probando varias

configuraciones del sistema para optimizarlo.

Para el análisis de la sustitución del Nafta Importada por el Crudo Maya como

insumos para la Planta estabilizadora del Complejo Petroquímico “La Cangrejera” es

preciso realizar una simulación empleado el programa de simulación estacionaria Hysys

versión 3.2, uno de los más utilizados en las empresas e ingenierías del sector

Petroquímico.

La simulación estacionaria no solamente puede ser útil para el diseño de nuevos

procesos y para la optimización de otros ya implantados, sino que además puede ser

usada para la obtención de modelos de procesos ya existentes que, ajustados con datos

reales de planta, puedan servir para:

Investigar su comportamiento en condiciones estacionarias de proceso.

Llevar a cabo el estudio de posibles estrategias de control.

Desarrollar posteriormente modelos dinámicos que puedan ser usados para

investigar el comportamiento dinámico del proceso.


21

2.4 Composición de la Carga

A continuación se presenta en la Tabla 2.1 la composición del Crudo Maya en %peso

y % volumen que es preciso especificar al simulador

Tabla 2.1 Composición del Crudo Maya

COMPONENTE % PESO % VOL.

Propano 0.04 0.07

Isobutano 0.01 0.01

Butano normal 0.06 0.08

Isopentano 0.12 0.15

Pentano normal 0.19 0.23

2-Metilbuteno-2 0.00 0.00

2,2-Dimetilbutano 0.00 0.00

Ciclopentano 0.04 0.04

2,3-Dimetilbutano 0.05 0.05

2-Metilpentano 0.39 0.45

3-Metilpentano 0.42 0.47

Hexano normal 2.13 2.42

Metilciclopentano 1.05 1.05

2,4-Dimetilpentano 0.15 0.17

2,2,3-Trimetilbutano 0.01 0.01

Benceno 0.50 0.42

3,3-Dimetilpentano 0.00 0.00

Ciclohexano 1.15 1.11

2-Metilhexano 2.47 2.73

3-Metilhexano 2.18 2.37

C-1,3-Dimetilciclopentano 0.46 0.46

T-1,3-Dimetilciclopentano 0.44 0.42

3-Etilpentano 1.08 1.18

2,2,4-Trimetilpentano 0.00 0.00

Olefinas C-7 0.00 0.00

Heptano normal 6.26 6.85

Metilciclohexano 2.89 2.81

2,2-Dimetilhexano 0.16 0.17

Etilciclopentano 0.63 0.62



T-C-1,2,4-Trimetilciclopentano 0.33 0.33


T-C-1,2,3-Trimetilciclopentano 0.41 0.40

2,3,4-Trimetilpentano 0.12 0.12


22

Tolueno 2.73 2.36

2,3-Dimetilheptano 0.38 0.40

2-Metil-3-Etilpentano 0.22 0.23

2-Metilheptano 2.55 2.74


3,4-Metilhexano 0.00 0.00


C-1,3-Dimetilciclohexano 2.12 2.07

T-1,4-Dimetilciclohexano 0.00 0.00

2,2,4,4-Tetrametilpentano 0.30 0.31

C-1-Etil-3-Metilciclopentano 0.31 0.30

T-1-Etil-2-Metilciclopentano 0.58 0.57

T-1,2-Dimetilciclohexano 0.49 0.48

C-C-1,2,3-Trimetilciclopentano 0.32 0.31

Olefinas C8 0.22 0.23

Octano normal 6.24 6.64

Nafteno C8 0.00 0.00

2,4,4-Trimetilhexano 0.14 0.14

2-Metil-4-Etilhexano 0.00 0.00


C-1-Etil-2-Metilciclopentano 0.00 0.00

2,2 Dimetilheptano 0.13 0.14

2,2 Dimeti-3-etilpentano 0.09 0.09

C-1,2-Dimetilciclohexano 0.34 0.32

N-Propilciclopentano 1.53 1.48


1,1,3—Trimetilciclohexano 0.94 0.93




Etilbenceno 1.56 1.35


Meta-Xileno 2.32 2.01

Para-Xileno 1.81 1.57

3,4-Dimetilheptano D/L 0.28 0.29

Nafteno C9 0.24 0.23

2,3-Dimetil-3-Etilpentano 0.18 0.19

4-Metiloctano 1.01 1.05


3-Etilheptano 0.23 0.24



23

Orto-Xileno 1.71 1.45

C-C-1,2,4-Trimetilciclohexano 0.04 0.04

1-Metil-2-Propilciclopentano 0.83 0.81

C-1-Etil-3-Metilciclohexano 0.43 0.41

T-1-Etil-4-Metilciclohexano 0.31 0.30

Isobutilciclopentano 0.20 0.19

Olefinas C9 0.33 0.34

Nonano normal 7.24 7.53

Olefina C10 0.19 0.19

T-1-Etil-3-Metilciclohexano 0.13 0.13

1-Metil-1-Etilciclohexano 0.23 0.22

Isopropilbenceno 0.48 0.41

Parafinas C10 0.39 0.40

Secbutilciclopentano 0.34 0.33

Isopropilciclohexano 0.06 0.06

2,2,Dimetiloctano 0.00 0.00

4,4,Dimetiloctano 0.00 0.00

3,5 Dimetiloctano D/L 1.09 1.12

N-Propilciclohexano 0.51 0.48

N-Butilciclopentano 1.45 1.36

2,6-Dimetiloctano 0.16 0.17

N-Propilbenceno 0.66 0.57

3,3-Dimetiloctano 1.20 1.24

Meta-Etiltolueno 1.22 1.05

Para-Etiltolueno 0.64 0.55

1,3,5-Trimetilbenceno 0.79 0.69

5-Metilnonano 0.42 0.44

4-Etiloctano 1.12 1.15


Orto-Etiltolueno 0.91 0.78

3-Etiloctano 0.25 0.26


T-1-Metil-4-Isopropilciclohexano 0.00 0.00


Terbutilciclohexano 0.43 0.40

Isobutilciclohexano 0.27 0.25

Nafteno C10 0.42 0.40

Isobutilbenceno 0.15 0.13

Decano normal 4.88 5.01


Parafina C11 0.59 0.60


24

1-Metil-3-Isopropilbenceno 0.19 0.16


Secbutilciclohexano 0.71 0.66


1,3-Dietilbenceno 0.27 0.25

1-Metil-3-Propilbenceno 0.18 0.16

N-Butilbenceno 0.23 0.22

1,3-Dimetil-5-etilbenceno 0.12 0.11

1,2-Dietilbenceno 0.09 0.09

1-Metil-2-Propilbenceno 0.00 0.00

4-Metil-Decano 0.13 0.13

1,4-Dimetil-2-Etilbenceno 0.11 0.10



1-Metil-3-Terbutilbenceno 0.00 0.00

1-Metil-4-Terbutilbenceno 0.17 0.15


Aromático C11 0.02 0.02

Parafina C12 0.00 0.00


Olefinas C-11 0.00 0.00

Undecano normal 0.08 0.08

1,2,4,5-Tetrametilbenceno 0.00 0.00

1,2,3,5-Tetrametilbenceno 0.00 0.00

Pentilbenceno 0.00 0.00

1,3-Dimetil-5-Terbutilbencen 0.00 0.00

Dodecano normal 0.00 0.00

No identificados 3.81 3.81

En la Tabla 2.2 se presenta un resumen de la caracterización del Crudo Maya por

grupo de hidrocarburos en % peso y % volumen.

Tabla 2.2 Caracterización del Crudo Maya por grupo de Hidrocarburos6

COMPONENTE % PESO % VOLUMEN

Parafinas 27.03 28.77

Isoparafinas 27.65 29.25

Olefinas 0.74 0.76

Naftenos 20.64 19.95

Aromáticos 20.13 17.46

No Identificados 3.81 3.81

TOTAL 100 100 6.- Fox M.A. y Whitesell, J. k. Química Orgánica


25

En la figura 2.1 se muestra la ventana del simulador Hysys en la cual se adicionaron

cada uno de los componentes del Crudo Maya

Figura 2.1 Adición de cada uno de los componentes del Crudo Maya

2.5 Selección de la opción termodinámica

En primer lugar, se buscó en bibliografía especializada y en los manuales de usuario

de Hysys 3.2 cuales podrían ser las opciones termodinámicas más aconsejables para el

tipo de proceso que se pretende simular.

Este paso es muy importante y se le debe dar la importancia adecuada, ya que

definirá la base de la simulación.

Para el presente caso de estudio se simulará la Planta Estabilizadora de Crudo, en

la cual los equipos principales son dos torres de destilación; las corrientes de alimentación

de dichas torres son hidrocarburos; cuya composición es la que se mencionó en la Tabla

2.1 y Tabla 2.2.

Se ha elegido la opción termodinámica basada en el modelo de Peng-Robinson,

esta opción termodinámica es la que describe adecuadamente el comportamiento

fisicoquímico del proceso y la que mejor ajusta los datos reales de planta.2

En la figura 2.2 se muestra la ventana del simulador Hysys en la cual se eligió el paquete

termodinámico; Peng-Robinson.

2.-Integrated System of Engineering Software. Hysys Process. User’s Guide


26

Figura 2.2 Selección de la opción termodinámica

Una vez elegido el paquete termodinámico se procede a ir introduciendo cada uno de

los equipos para la simulación de la Planta Estabilizadora, a continuación procederé a ir

indicando las variables de entrada:

2.6 Sección de Estabilización

2.6.1 Torre de Estabilización (DA2001):

Es una torre de 16 platos perforados de Acero al Carbón

Domo: 284°F y 25 psig (140 °C y 1.76 kg/cm2 man)

Temperatura de Operación en la Parte superior: 284°F (140°C)

Temperatura de Operación en la Parte inferior: 485°F (251.7°C)

2.6.1.1Alimentación a la Torre Estabilizadora (Crudo Maya):

Flujo Másico de entrada: 1, 228,317 lb/hr (557,200 kg/hr)

Temperatura: 507.2 °F (264 °C )

Presión: 2802.3 psig (197 kg/cm2 man)

2.6.1.2 Vapores hacia en tanque de succión del compresor:

Flujo Másico: 12,270 lb/hr (5566.6 kg/hr)


27

2.6.1.3Alimentación a la Torre Desbutanizadora (T.D.):

Flujo Másico: 236,500 lb/hr (107266 kg/hr)

2.6.1.4 Extracción Lateral:

Flujo Másico: 712,900 lb/hr (323370 kg/hr)

2.6.1.5 Crudo Estabilizado:

Flujo Másico: 1239884.4 lb/hr (562,400 kg/hr)

Relación de Reflujo:

LV DD

L= 2.52

Figura 2.3 Diagrama de la Torre Estabilizadora

La figura 2.4 muestra la ventana de diseño de la Torre Estabilizadora proporcionada

por el simulador, aquí se nombran a la T.E. (DA2001), las corrientes de entrada y salida

de las misma.

Crudo Maya

Extracción Lateral

Vapores a Tanque de Succión

Alimentación a DA2002_a.

Crudo Estabilizado

Q_2001a

Q_2001

Q_Ex_L DA-2001


28

Figura 2.4 Diseño de la Torre Estabilizadora

En la Figura 2.5 se muestra la ventanas del simulador en la se introdujeron los flujos

másicos de algunas de la corrientes necesarias para la convergencia de la Torre

estabilizadora.

Figura 2.5 Especificación de los Flujos másicos


29

2.6.2Tanque de Succión del Compresor (FA2002):

Figura 2.6 Diagrama del Tanque de Succión del Compresor

En seguida se presenta la Figura 2.7 que muestra la ventana de diseño del tanque de

succión del compresor proporcionada por el simulador, aquí se nombran el tanque de

succión (FA2002), las corrientes de entrada y salida.

Figura 2.7 Diseño del Tanque de Succión del Compresor

Vapores a

compresor_ a

Vapores a Tanque de

Succión

Agua

FA2002


30

2.6.3 Compresor de Gases de la Torre Estabilizadora: (GB2001)

Presión de Entrada: 39.20 psia (1.72 kg/cm2)

Presión de Salida: 104.7 psia (6.3 kg/cm2)

En la Figura 2.8 se muestra el diagrama de las corrientes de entrada y de salida del

compresor GB2001.

Figura 2.8 Diagrama del Compresor

A continuación se presenta la Figura 2.9 que muestra la ventana de diseño del

compresor proporcionado por el simulador, en la cual se especifica el nombre del

compresor, la corriente de entrada y salida; así como el nombre de la corriente de

energía.

Figura 2.9 Diseño del Compresor

Vapores a

compresor_b

Descarga del

compresor

Q_GB2001

GB_2001


31

2.6.4 Condensador de descarga del compresor ( EA2016)

Temperatura de entrada (Descarga del compresor): 164.4 °C

Temperatura de salida ( Condensado): 43.9 °C

:P 2.66 psi

Figura 2.10 Diagrama del Condensador

Figura 2.11 Diseño del Condensador

En la Figura 2.12 se muestra la ventana del simulador donde se especifico la caída de

presión del condensador EA2016

Descarga del compresor Condensado

Q_EA2016 EA2016


32

Figura 2.12 Especificación de la caída de Presión del Condensador

En la Figura 2.13 se presenta la ventana del simulador en la cual se especificó la

temperatura de la corriente de salida del condensador.

Figura 2.13 Especificación de la temperatura de la corriente de salida Condensador


33

2.6.5 Separador de la Descarga del Compresor (FA2003) Flow : 116600 lb/hr (5289 kg/hr)

Figura 2.14 Diagrama del Compresor

Figura 2.15 Diseño del Condensador

Condensado

Alimentación a DA_2002_b

Vapor

Agua Amarga

FA2003


34

2.6.6 Bomba de Alimentación a la Torre Desbutanizadora (GA2005)

:P 211 psi

Figura 2.16 Diagrama de la Bomba

Figura 2.17 Diseño de la bomba


presión de la GA_2005

Figura 2.18 Especificación de la caída de Presión de la Bomba

Alimentación a DA2002_a

Alimentación a DA2002_a1

Q_GA2005

GA2005


35

2.6.7 Bomba de Descarga (Efluente) del Compresor (GA2006):

:P 150 psi

Figura 2.19 Diagrama de la Bomba



presión de la GA_2006

Figura 2.21 Especificación de la caída de Presión de la Bomba

La bomba GA2006 es el último equipo correspondiente a la Sección de

Estabilización.

Alimentación a DA2002_b

Alimentación a DA2002_b1

Q_GA2006

GA2006


36

2.7 Sección de Desbutanizado

A partir de este momento se empezaran a describir los equipos pertenecientes a la

Sección de Desbutanizado.

2.7.1 Mezclador de la alimentación a la Torre Desbutanizadora (M_2001):

Figura 2.22 Diagrama del Mezclador

La Figura 2.23 muestra la ventana de diseño del mezclador proporcionada por el

simulador, aquí se nombran el mezclador, las corrientes de entrada y la corriente de

salida.


Alimentación a DA2002_b1

Alimentación a DA2002_a1

Alimentación DA2002

M_2001


37

2.7.2 Precalentador de Carga de la Torre Desbutanizadora (EA2018):

Coraza( Fondo de la T.D)7

Flujo: 208, 400 lb/hr (94540 kg/hr)

Temperatura entrada: 402 °F ( 205.6 °C)

Temperatura de Salida: 369 °F (187.4°C)

Presión de Entrada: 164.7 psia

:P 31 - 30 psi

Tubo ( Alimentación a la T.D)7

Flujo: 248,200 lb/hr (112,600 kg/hr)

Temperatura entrada: 247.3 °F ( 119.6 °C)

Temperatura de Salida: 280 °F (137.8°C)

Presión de Entrada: 164.1 psia

:P 30 - 8 psi

Figura 2.24 Diagrama del Precalentador de la Carga

En la Figura 2.25 se muestra la ventana de diseño del precalentador de la carga en

la que se especifica en el nombre la corriente de entrada y salida, así mismo se indica

que corrientes irán por lado de los tubos y cual por lado de la coraza.

7.- Donald Q. Kern Procesos de Tranferenica de Calor. McGraw-Hill,1965

Alimentación DA2002

Alimentación

DA2002_1

C5 y C8

C5 y C8 a L.B EA2018


38

Figura 2.25 Diseño del Precalentador de la Carga

En la Figura 2.26 se indican la ventana en la cual se especifica las caídas de presión

del precalentador de la carga EA2018 , por el lado de los tubos y por el lado de la

coraza.

Figura 2.26 Especificación de las caída de Presión del precalentador


39

2.7.3 Torre Desbutanizadora (DA2002):

Es una torre de 32 platos perforados de Acero al Carbón

Domo: 151°F y 40 psig (66 °C y 9.85 kg/cm2 man)

Temperatura de Operación en la Parte superior: 151°F (66°C)

Temperatura de Operación en la Parte inferior: 342°F (172.2°C)

Alimentación a la Torre Desbutanizadora:

Flujo Másico de entrada: 248,200 lb/hr (112,600 kg/hr)

Temperatura: 280 °F (137.8 °C )

Presión: 217 psig (15.27 kg/cm2 man)

C4 y mas ligeros:

Flujo Másico: 32,910 lb/hr (14,929 kg/hr)

Domo:

Flujo Másico: 6,821 lb/hr (3,094 kg/hr)

Relación de Reflujo:

LV DD

L= 3.88


40

Figura 2.27 Diagrama de la Torre Desbutanizadora

La Figura 2.28 muestra la ventana de diseño de la Torre Desbutanizadora

proporcionada por el simulador, aquí se nombran a la T.D. (DA2002), las corrientes de

entrada y salida, así como las corrientes de calor en el condensador y el “reboiler”.

Figura 2.28 Diseño de la Torre Desbutanizadora

Alimentación DA2002_1

C4 y más

ligeros

C5 y C8

Domo

Q_DA2002_a

Q_DA2002_b


41

En la Figura 2.29 se muestra la ventanas del simulador en la se introdujeron los flujos

másicos de algunas de la corrientes necesarias para la convergencia de la Torre

estabilizadora.

Figura 2.29 Especificación de los Flujos másicos

Con la Torre Desbutanizadora se concluye la Sección de Desbutanizado.

A continuaron se muestra el diagrama 2.8 proporcionado por simulador Hysys cuando

sea logrado la convergencia de todos los equipos de la planta estabilizadora de crudo.


42


43

CAPITULO III Análisis de los Resultados 3.1 Torre Estabilizadora DA2001 (Ver Figura 2.4) 3.1.1 Vapores al tanque de Succión

A continuación se compara la composición en % pesos de la corriente “Vapores al

tanque de Succión”; cuando se utiliza Nafta Importada (Tabla 3.1) y cuando se utiliza

Crudo Maya (Tabla 3.2).

Nafta Importada Crudo Maya

Vapores al Tanque de succión Vapores al Tanque de succión

Componentes % Peso Componentes % Peso

224-Mpentane 0.14139011 224-Mpentane 0.12991185

n-Hexane 0.13999436 n-Hexane 0.12966560

Cyclohexane 0.11736339 Cyclohexane 0.10900236

2-Mhexane 0.07298416 2-Mhexane 0.06746486

Mcyclopentan 0.06238310 Mcyclopentan 0.05789394

Toluene 0.04650275 Toluene 0.04276564


1-tr3-MCC5 0.03441592 1-tr3-MCC5 0.03188784



Benzene 0.02875872 Benzene 0.02675139

n-Pentane 0.02758836 n-Pentane 0.02549354

i-Pentane 0.02008230 i-Pentane 0.01854654

Propane 0.01994954 Propane 0.01834123

n-Butane 0.01696335 n-Butane 0.01564397

2-Mheptane 0.01656560 2-Mheptane 0.01455930

1-ci3-MCC5 0.01474544 1-ci3-MCC5 0.01367264

n-Octane 0.01465867 n-Octane 0.01240610

3-Mhexane 0.01443286 3-Mhexane 0.01334142

2244Mpentane 0.01343900 2244Mpentane 0.01165801

Mcyclohexane 0.01343006 Mcyclohexane 0.01238726

1-ci3-MCC6 0.01033352 1-ci3-MCC6 0.00906051


Tabla 3.1 Composición en % peso de la corriente “Vapores al tanque Succión” cuando se utiliza Nafta Importada.

Tabla 3.2 Composición en % peso de la corriente “Vapores al tanque de Succión” cuando se utiliza Crudo Maya.


44

Ecyclopentan 0.00634925 Ecyclopentan 0.00583789



25-Mhexane 0.00489076 25-Mhexane 0.00444306

1tr2ci4-MCC5 0.00486352 1tr2ci4-MCC5 0.00439713

Cyclopentane 0.00449298 Cyclopentane 0.00416467

1tr2ci3-MCC5 0.00442676 1tr2ci3-MCC5 0.00398939

23-Mbutane 0.00421647 23-Mbutane 0.00390142

n-Heptane 0.00396911 n-Heptane 0.00365798

22-Mhexane 0.00358829 22-Mhexane 0.00326659

1M-ci3-ECC5 0.00259112 1M-ci3-ECC5 0.00224832

1M-tr2-ECC5 0.00205098 1M-tr2-ECC5 0.00177825

2M-3Epentane 0.00151335 2M-3Epentane 0.00133773

33-Mhexane 0.00120754 33-Mhexane 0.00108340


E-Benzene 0.00096893 E-Benzene 0.00081810

1-Octene 0.00093787 1-Octene 0.00081253

m-Xylene 0.00078521 m-Xylene 0.00065664

24-Mhexane 0.00067543 24-Mhexane 0.00061208

p-Xylene 0.00064291 p-Xylene 0.00053501

223-Mbutane 0.00042603 223-Mbutane 0.00039425

n-Pcycpentan 0.00042264 n-Pcycpentan 0.00035071


1-tr2-MCC6 0.00033897 1-tr2-MCC6 0.00028360

1-ci2-MCC6 0.00032271 1-ci2-MCC6 0.00027237

o-Xylene 0.00031943 o-Xylene 0.00026687

113-MCC6 0.00020756 113-MCC6 0.00017225


2-Moctane 0.00010662 2-Moctane 0.00008647

n-Nonane 0.00010155 n-Nonane 0.00008190

3-Moctane 0.00008533 3-Moctane 0.00006918

4-Moctane 0.00008408 4-Moctane 0.00006827


234-Mhexane 0.00006044 234-Mhexane 0.00004957


22M3Epentane 0.00003817 22M3Epentane 0.00003158


235-Mhexane 0.00003184 235-Mhexane 0.00002642

3-Eheptane 0.00001404 3-Eheptane 0.00001141

1-Nonene 0.00000822 1-Nonene 0.00000665

Continuación Tabla 3.1 Continuación Tabla 3.2


45


n-Bcycpentan 0.00000557 n-Bcycpentan 0.00000456

i-Bcycpentan 0.00000473 i-Bcycpentan 0.00000389

n-Pcychexane 0.00000237 n-Pcychexane 0.00000195

35-Moctane 0.00000231 35-Moctane 0.00000186

n-PBenzene 0.00000229 n-PBenzene 0.00000188

sec-BCC5 0.00000215 sec-BCC5 0.00000177

33-Moctane 0.00000106 33-Moctane 0.00000085

124-MBenzene 0.00000080 124-MBenzene 0.00000065


4-Eoctane 0.00000071 4-Eoctane 0.00000057

n-Decane 0.00000036 n-Decane 0.00000028

26-Moctane 0.00000034 26-Moctane 0.00000027

3-Mnonane 0.00000030 3-Mnonane 0.00000024

5-Mnonane 0.00000023 5-Mnonane 0.00000018


tert-BCC6 0.00000009 tert-BCC6 0.00000007

3-Eoctane 0.00000007 3-Eoctane 0.00000006

i-Bcychexane 0.00000007 i-Bcychexane 0.00000006

sec-BCC6 0.00000003 sec-BCC6 0.00000002

1-Decene 0.00000003 1-Decene 0.00000002

i-BBenzene 0.00000002 i-BBenzene 0.00000002

13-E-BZ 0.00000001 13-E-BZ 0.00000000

1-Heptene 0.07436

i-Butane 0.00306

1M-tr3-ECC5 0.00135

1ci2ci3-MCC5 0.00081

1-M-1-ECC5 0.00039

1ci2ci4-MCC5 0.00021

244-Mhexane 0.00010

233-Mhexane 0.00004

33-Mheptane 0.00003

1Mci2n-PCC5 0.00001

Como puede observarse en las tablas 3.1 y 3.2 casi todos los componentes son

semejantes así como sus valores; cabe mencionar que la corriente correspondiente a la

simulación con Crudo Maya presenta 10 componentes distintos:



46

1-Heptene

i-Butane

1M-tr3-ECC5

1ci2ci3-MCC5

1-M-1-ECC5

1ci2ci4-MCC5

244-Mhexane

233-Mhexane

33-Mheptane

1Mci2n-PCC5


47

3.1.2 Alimentación a DA2002_a

En seguida se compara la composición en % pesos de la corriente “Alimentación a

DA2002_a”; cuando se utiliza Nafta Importada (Tabla 3.3) y cuando se utiliza Crudo Maya

(Tabla 3.4).


Alimentación DA2002-a Alimentación DA2002-a




n-Hexane 0.08938857 n-Hexane 0.08222203

2-Mhexane 0.07731434 2-Mhexane 0.07091931

Toluene 0.07120136 Toluene 0.06467693



1-tr3-MCC5 0.03737741 1-tr3-MCC5 0.03429762

n-Octane 0.03678552 n-Octane 0.03083220



1-ci3-MCC6 0.02163945 1-ci3-MCC6 0.01878778

Benzene 0.02043079 Benzene 0.01879952




3-Mhexane 0.01592191 3-Mhexane 0.01459839

1-ci3-MCC5 0.01558155 1-ci3-MCC5 0.01430389





1tr2ci4-MCC5 0.00822788 1tr2ci4-MCC5 0.00737330

25-Mhexane 0.00783147 25-Mhexane 0.00705890

1tr2ci3-MCC5 0.00773709 1tr2ci3-MCC5 0.00690918

1M-ci3-ECC5 0.00585446 1M-ci3-ECC5 0.00502521


Tabla 3.3 Composición en % peso de la corriente “Alimentación a DA2002_a” cuando se utiliza Nafta Importada.

Tabla 3.4 Composición en % peso de la corriente “Alimentación a DA2002_a” cuando se utiliza Crudo Maya.


48

22-Mhexane 0.00563504 22-Mhexane 0.00508898



1M-tr2-ECC5 0.00464910 1M-tr2-ECC5 0.00398770



m-Xylene 0.00259391 m-Xylene 0.00213655

n-Butane 0.00245598 n-Butane 0.00226042

33-Mhexane 0.00219777 33-Mhexane 0.00195378

23-Mbutane 0.00215902 23-Mbutane 0.00198655

1-Octene 0.00212335 1-Octene 0.00182041

p-Xylene 0.00211813 p-Xylene 0.00173704




Propane 0.00127245 Propane 0.00117311


o-Xylene 0.00113220 o-Xylene 0.00093112

24-Mhexane 0.00111983 24-Mhexane 0.00100637

1-tr2-MCC6 0.00100332 1-tr2-MCC6 0.00082908

1-ci2-MCC6 0.00088167 1-ci2-MCC6 0.00073604

113-MCC6 0.00067800 113-MCC6 0.00055688

n-Nonane 0.00049594 n-Nonane 0.00039528


2-Moctane 0.00041524 2-Moctane 0.00033321

223-Mbutane 0.00037758 223-Mbutane 0.00034693

3-Moctane 0.00035211 3-Moctane 0.00028227

4-Moctane 0.00032810 4-Moctane 0.00026351


234-Mhexane 0.00021568 234-Mhexane 0.00017492




235-Mhexane 0.00009169 235-Mhexane 0.00007535


1-Nonene 0.00003580 1-Nonene 0.00002864




35-Moctane 0.00001398 35-Moctane 0.00001111



49

n-Pbenzene 0.00001317 n-PBenzene 0.00001066


sec-BCC5 0.00001100 sec-BCC5 0.00000892

33-Moctane 0.00000710 33-Moctane 0.00000564



4-Eoctane 0.00000504 4-Eoctane 0.00000399

n-Decane 0.00000329 n-Decane 0.00000258

3-Mnonane 0.00000238 3-Mnonane 0.00000188

26-Moctane 0.00000206 26-Moctane 0.00000163

5-Mnonane 0.00000165 5-Mnonane 0.00000131


tert-BCC6 0.00000069 tert-BCC6 0.00000056

3-Eoctane 0.00000058 3-Eoctane 0.00000046


sec-BCC6 0.00000028 sec-BCC6 0.00000022

1-Decene 0.00000024 1-Decene 0.00000019

i-Bbenzene 0.00000019 i-BBenzene 0.00000015

13-E-BZ 0.00000006 13-E-BZ 0.00000005

n-Bbenzene 0.00000003 n-BBenzene 0.00000003

12-E-BZ 0.00000001 12-E-BZ 0.00000001

1-Heptene 0.08801672

1M-tr3-ECC5 0.00301670

1ci2ci3-MCC5 0.00190213

1-M-1-ECC5 0.00087449

1ci2ci4-MCC5 0.00042840

i-Butane 0.00035920

244-Mhexane 0.00027717

233-Mhexane 0.00012520

33-Mheptane 0.00009985

1Mci2n-PCC5 0.00003001

25-Moctane 0.00000421

4-Mnonane 0.00000239

i-Pcychexane 0.00000189

1M-4i-PCC6 0.00000054



50

Se observa en las tablas 3.3 y 3.4 que los componentes de las corrientes son semejantes

así como sus valores; siendo los siguientes sus 5 componentes principales:

224-Mpentane

Cyclohexane

n-Hexane

2-Mhexane

Toluene

La corriente correspondiente a la simulación con Crudo Maya presentó 14 componentes

distintos:

1-Heptene

1M-tr3-ECC5

1ci2ci3-MCC5

1-M-1-ECC5

1ci2ci4-MCC5

i-Butane

244-Mhexane

233-Mhexane

33-Mheptane

1Mci2n-PCC5

25-Moctane

4-Mnonane

i-Pcychexane

1M-4i-PCC6


51

3.1.3 Crudo Estabilizado

A continuación se compara la composición en % pesos de la corriente “Crudo

Estabilizado”; cuando se utiliza Nafta Importada (Tabla 3.5) y cuando se utiliza Crudo

Maya (Tabla 3.6).


Crudo Estabilizado Crudo Estabilizado


n-Nonane 0.10432585 n-Nonane 0.09627994

n-Octane 0.08095642 n-Octane 0.07546552

n-Decane 0.07039984 n-Decane 0.06496026



m-Xylene 0.03283312 m-Xylene 0.03035899



p-Xylene 0.02559232 p-Xylene 0.02366803

1-ci3-MCC6 0.02523042 1-ci3-MCC6 0.02357128

o-Xylene 0.02439175 o-Xylene 0.02253479

3-Moctane 0.02314037 3-Moctane 0.02136275

Toluene 0.02161258 Toluene 0.02019012




2-Moctane 0.01850842 2-Moctane 0.01709051

33-Moctane 0.01730991 33-Moctane 0.01597262

3-Mnonane 0.01673400 3-Mnonane 0.01544107

4-Eoctane 0.01615630 4-Eoctane 0.01490809

35-Moctane 0.01572133 35-Moctane 0.01450700

4-Moctane 0.01449036 4-Moctane 0.01338030

113-MCC6 0.01339450 113-MCC6 0.01237635


2-Mhexane 0.01187057 2-Mhexane 0.01105216



Tabla 3.5 Composición en % peso de la corriente “Crudo Estabilizado” cuando se utiliza Nafta Importada.

Tabla 3.6 Composición en % peso de la corriente “Crudo Estabilizado” cuando se utiliza Crudo Maya.


52

sec-BCC6 0.01024265 sec-BCC6 0.00945122




1M-ci3-ECC5 0.00879692 1M-ci3-ECC5 0.00820988

n-C11 0.00851155 n-C11 0.00785388



n-Hexane 0.00739487 n-Hexane 0.00687845


1M-tr2-ECC5 0.00721925 1M-tr2-ECC5 0.00673573

1-tr2-MCC6 0.00682246 1-tr2-MCC6 0.00631900

tert-BCC6 0.00620317 tert-BCC6 0.00572388


1-tr3-MCC5 0.00612598 1-tr3-MCC5 0.00569662

5-Mnonane 0.00605867 5-Mnonane 0.00559058

234-Mhexane 0.00571772 234-Mhexane 0.00528181


sec-BCC5 0.00490228 sec-BCC5 0.00452379

1-ci2-MCC6 0.00468808 1-ci2-MCC6 0.00434485



1tr2ci3-MCC5 0.00399153 1tr2ci3-MCC5 0.00373972


13-E-BZ 0.00389510 13-E-BZ 0.00359414


1tr2ci4-MCC5 0.00386758 1tr2ci4-MCC5 0.00362256

3-Eoctane 0.00360645 3-Eoctane 0.00332780

1-Nonene 0.00345358 1-Nonene 0.00318780

n-BBenzene 0.00331806 n-BBenzene 0.00306168



25-Mhexane 0.00280882 25-Mhexane 0.00263296

1-Decene 0.00274095 1-Decene 0.00252917


1-Octene 0.00264945 1-Octene 0.00247889

3-Mhexane 0.00261158 3-Mhexane 0.00243173



1-ci3-MCC5 0.00240131 1-ci3-MCC5 0.00223245



53

26-Moctane 0.00230772 26-Moctane 0.00212947


Benzene 0.00192066 Benzene 0.00178191

22-Mhexane 0.00191275 22-Mhexane 0.00179213



12-E-BZ 0.00129837 12-E-BZ 0.00119805



33-Mhexane 0.00118547 33-Mhexane 0.00111213




235-Mhexane 0.00055452 235-Mhexane 0.00051394

24-Mhexane 0.00044252 24-Mhexane 0.00041495



23-Mbutane 0.00014728 23-Mbutane 0.00013709


n-Butane 0.00006016 n-Butane 0.00005696

223-Mbutane 0.00004777 223-Mbutane 0.00004442

Propane 0.00001993 Propane 0.00001944

Ethane 0.00000000 Ethane 0.00000000

i-Butene 0.00000000 i-Butane 0.00000805

22-Mbutane 0.00000000 22-Mbutane 0.00000000

1-Heptene 0.01628919

4-Mnonane 0.01171368

1Mci2n-PCC5 0.01104135

1M-4i-PCC6 0.00559077

25-Moctane 0.00519052

1M-tr3-ECC5 0.00511192

1-Nonadecene 0.00439285

1ci2ci3-MCC5 0.00379032

233-Mhexane 0.00303099

33-Mheptane 0.00197226

244-Mhexane 0.00179548

1-M-1-ECC5 0.00151449


1ci2ci4-MCC5 0.00042639

Penta-M-BZ 0.00026623



54

Se observa en las tablas 3.5 y 3.6 que los componentes de las corrientes son semejantes así como sus valores; siendo los siguientes sus 5 componentes principales: n-Nonane n-Octane n-Decane 224-Mpentane 2244Mpentane

La corriente correspondiente a la simulación con Crudo Maya presentó 15 componentes distintos:

1-Heptene 4-Mnonane 1Mci2n-PCC5 1M-4i-PCC6 25-Moctane 1M-tr3-ECC5 1-Nonadecene 1ci2ci3-MCC5 233-Mhexane 33-Mheptane 244-Mhexane 1-M-1-ECC5 i-Pcychexane 1ci2ci4-MCC5 Penta-M-BZ


55

3.1.4 Temperatura de la Torre Estabilizadora DA2001

Tabla 3.7 Temperatura Presión de las etapas de la Torre Estabilizadora (DA2001):

Etapa Temperatura

(ºC) Presión (kg/cm2)

Condensador 121.9 2.79

Etapa 1 133.3 2.79

Etapa 2 139.4 2.79

Etapa 3 143.6 2.80

Etapa 4 147.0 2.80

Etapa 5 150.1 2.80

Etapa 6 153.2 2.81

Etapa 7 154.5 2.82

Etapa 8 156.2 2.82

Etapa 9 158.7 2.82

Etapa 10 163.6 2.83

Etapa 11 169.5 2.84

Etapa 12 169.5 2.84

Etapa 13 169.6 2.85

Etapa 14 169.7 2.85

Etapa 15 169.7 2.85

Etapa 16 169.8 2.86

Reboiler 169.9 2.86


56

3.2 Torre Desbutanizadora DA200 (Ver Figura 2.28)

3.2.1 Domo DA2002

A continuación se compara la composición en % pesos de la corriente “Domo

DA2002”; cuando se utiliza Nafta Importada (Tabla 3.8) y cuando se utiliza Crudo Maya

(Tabla 3.9).


Domo DA2002 Domo DA2002


n-Hexane 0.26619025 n-Hexane 0.25985463






Propane 0.07171623 Propane 0.06677864


n-Butane 0.05637392 n-Butane 0.05267425

Benzene 0.04409880 Benzene 0.04444948


2-Mhexane 0.01575839 2-Mhexane 0.01817070

23-Mbutane 0.01083394 23-Mbutane 0.01034971


1-tr3-MCC5 0.00473453 1-tr3-MCC5 0.00581733


1-ci3-MCC5 0.00294386 1-ci3-MCC5 0.00352716


3-Mhexane 0.00215573 3-Mhexane 0.00257442

Toluene 0.00026463 Toluene 0.00039084

223-Mbutane 0.00019106 223-Mbutane 0.00020414




25-Mhexane 0.00001700 25-Mhexane 0.00002278

Tabla 3.8 Composición en % peso de la corriente “Domo DA2002” cuando se utiliza Nafta Importada.

Tabla 3.9 Composición en % peso de la corriente “Domo DA2002” cuando se utiliza Crudo Maya.


57

22-Mhexane 0.00001538 22-Mhexane 0.00002063


1tr2ci4-MCC5 0.00000439 1tr2ci4-MCC5 0.00000606

1tr2ci3-MCC5 0.00000307 1tr2ci3-MCC5 0.00000425


24-Mhexane 0.00000161 24-Mhexane 0.00000219



33-Mhexane 0.00000095 33-Mhexane 0.00000131

1-ci3-MCC6 0.00000081 1-ci3-MCC6 0.00000112

n-Octane 0.00000060 n-Octane 0.00000082



1M-ci3-ECC5 0.00000014 1M-ci3-ECC5 0.00000020

1-Octene 0.00000012 1-Octene 0.00000017

1M-tr2-ECC5 0.00000010 1M-tr2-ECC5 0.00000014


1-Heptene 0.01007407

i-Butane 0.00973725

Se observa en las tablas 3.8 y 3.9 que los componentes de las corrientes son

semejantes así como sus valores; siendo los siguientes sus 5 componentes principales:

n-Hexane

n-Pentane

Mcyclopentan

Cyclohexane

2-Mpentane

La corriente correspondiente a la simulación con Crudo Maya presentó 15

componentes distintos:

1-Heptene

i-Butane



58

3.2.2 C4 y más ligeros

A continuación se compara la composición en % pesos de la corriente “C4 y más

ligeros”; cuando se utiliza Nafta Importada (Tabla 3.10) y cuando se utiliza Crudo Maya

(Tabla 3.11).


C4 y más ligeros C4 y más ligeros


n-Hexane 0.31850610 n-Hexane 0.30340977






Benzene 0.05143728 Benzene 0.05065828


2-Mhexane 0.03192132 2-Mhexane 0.03584553


n-Butane 0.01504940 n-Butane 0.01379885

23-Mbutane 0.01113701 23-Mbutane 0.01039443


1-tr3-MCC5 0.00971437 1-tr3-MCC5 0.01163107


Propane 0.00790747 Propane 0.00724647


1-ci3-MCC5 0.00586147 1-ci3-MCC5 0.00684273

3-Mhexane 0.00452015 3-Mhexane 0.00525670

Toluene 0.00065873 Toluene 0.00094698



223-Mbutane 0.00034630 223-Mbutane 0.00036083


25-Mhexane 0.00005396 25-Mhexane 0.00007031

22-Mhexane 0.00004809 22-Mhexane 0.00006274


Tabla 3.10 Composición en % peso

de la corriente “C4 y más ligeros ” cuando se utiliza Nafta Importada.


de la corriente “C4 y más ligeros”

cuando se utiliza Crudo Maya.


59

1tr2ci4-MCC5 0.00001475 1tr2ci4-MCC5 0.00001980

1tr2ci3-MCC5 0.00001053 1tr2ci3-MCC5 0.00001420


24-Mhexane 0.00000525 24-Mhexane 0.00000692



33-Mhexane 0.00000334 33-Mhexane 0.00000449

1-ci3-MCC6 0.00000320 1-ci3-MCC6 0.00000431

n-Octane 0.00000265 n-Octane 0.00000351



1M-ci3-ECC5 0.00000058 1M-ci3-ECC5 0.00000079

1-Octene 0.00000048 1-Octene 0.00000065

1M-tr2-ECC5 0.00000042 1M-tr2-ECC5 0.00000057


1-tr2-MCC6 0.00000001 1-tr2-MCC6 0.00000001

1-ci2-MCC6 0.00000001 1-ci2-MCC6 0.00000001

m-Xylene 0.00000001 m-Xylene 0.00000001


p-Xylene 0.00000001 p-Xylene 0.00000001

i-Butane 0.00218918



n-Hexane

Cyclohexane

Mcyclopentan

2-Mpentane

3-Mpentane

La corriente correspondiente a la simulación con Crudo Maya presentó 1 componente

distinto:

i-Butane



60

3.2.3 C5 y C8

A continuación se compara la composición en % pesos de la corriente “C5 y C8”; cuando

se utiliza Nafta Importada (Tabla 3.12) y cuando se utiliza Crudo Maya (Tabla 3.13).


C5 y C8 C5 y C8




2-Mhexane 0.08608685 2-Mhexane 0.07783587

Toluene 0.08328273 Toluene 0.07561704

n-Hexane 0.04940720 n-Hexane 0.04341473


n-Octane 0.04263643 1-tr3-MCC5 0.03862945

1-tr3-MCC5 0.04259731 n-Octane 0.03567877




1-ci3-MCC6 0.02516257 1-ci3-MCC6 0.02182466


3-Mhexane 0.01806508 3-Mhexane 0.01637480

1-ci3-MCC5 0.01745388 1-ci3-MCC5 0.01577231

Benzene 0.01523040 Benzene 0.01339864




1tr2ci4-MCC5 0.00960937 1tr2ci4-MCC5 0.00860907

25-Mhexane 0.00915215 25-Mhexane 0.00824613

1tr2ci3-MCC5 0.00902933 1tr2ci3-MCC5 0.00806060


1M-ci3-ECC5 0.00679785 1M-ci3-ECC5 0.00582776

22-Mhexane 0.00658728 22-Mhexane 0.00594634



1M-tr2-ECC5 0.00539804 1M-tr2-ECC5 0.00462424


de la corriente “C5 y C8” cuando se utiliza Nafta Importada.


de la corriente “C5 y C8” cuando se utiliza Crudo Maya.


61




m-Xylene 0.00299527 m-Xylene 0.00246108

33-Mhexane 0.00256212 33-Mhexane 0.00227679

1-Octene 0.00246499 1-Octene 0.00211096

p-Xylene 0.00244606 p-Xylene 0.00200095




24-Mhexane 0.00130787 24-Mhexane 0.00117497

o-Xylene 0.00130630 o-Xylene 0.00107147

1-tr2-MCC6 0.00116024 1-tr2-MCC6 0.00095662

1-ci2-MCC6 0.00102082 1-ci2-MCC6 0.00085042

113-MCC6 0.00078313 113-MCC6 0.00064153

n-Nonane 0.00057027 n-Nonane 0.00045310

23-Mbutane 0.00053884 23-Mbutane 0.00046359


2-Moctane 0.00047857 2-Moctane 0.00038293

3-Moctane 0.00040556 3-Moctane 0.00032416

223-Mbutane 0.00038948 223-Mbutane 0.00035031

4-Moctane 0.00037812 4-Moctane 0.00030283


234-Mhexane 0.00024883 234-Mhexane 0.00020126




235-Mhexane 0.00010607 235-Mhexane 0.00008698



1-Nonene 0.00004121 1-Nonene 0.00003287




35-Moctane 0.00001605 35-Moctane 0.00001271




sec-BCC5 0.00001264 sec-BCC5 0.00001022

33-Moctane 0.00000814 33-Moctane 0.00000644



62



4-Eoctane 0.00000578 4-Eoctane 0.00000456

n-Decane 0.00000376 n-Decane 0.00000294

3-Mnonane 0.00000273 3-Mnonane 0.00000215


26-Moctane 0.00000237 26-Moctane 0.00000187

5-Mnonane 0.00000189 5-Mnonane 0.00000149


tert-BCC6 0.00000079 tert-BCC6 0.00000064

3-Eoctane 0.00000066 3-Eoctane 0.00000052


sec-BCC6 0.00000032 sec-BCC6 0.00000026

1-Decene 0.00000028 1-Decene 0.00000022


13-E-BZ 0.00000007 13-E-BZ 0.00000006

n-BBenzene 0.00000004 n-BBenzene 0.00000003

12-E-BZ 0.00000002 12-E-BZ 0.00000001

1-Heptene 0.10029510

1M-tr3-ECC5 0.00349839

1ci2ci3-MCC5 0.00220378

1-M-1-ECC5 0.00101415

1ci2ci4-MCC5 0.00049789

244-Mhexane 0.00032003

233-Mhexane 0.00014412

33-Mheptane 0.00011498

1Mci2n-PCC5 0.00003439

25-Moctane 0.00000482

4-Mnonane 0.00000273


1M-4i-PCC6 0.00000061



224-Mpentane

Cyclohexane

2-Mhexane

Toluene



63

n-Hexane

33-Mpentane

n-Octane

1-tr3-MCC5

2-Mheptane

2244Mpentane

La corriente correspondiente a la simulación con Crudo Maya presentó 13

componentes distintos:

1-Heptene

1M-tr3-ECC5

1ci2ci3-MCC5

1-M-1-ECC5

1ci2ci4-MCC5

244-Mhexane

233-Mhexane

33-Mheptane

1Mci2n-PCC5

25-Moctane

4-Mnonane

i-Pcychexane

1M-4i-PCC6


64

3.2.4 Temperatura de la Torre Desbutanizadora DA2002 Tabla 3.14 Temperatura Presión de las etapas de la Torre Estabilizadora DA2002:

Temperatura

(ºC) Presión (kg/cm2)

Condensador 106.77 3.84

Etapa 1 116.71 3.84

Etapa 2 120.24 3.86

Etapa 3 122.28 3.89

Etapa 4 123.86 3.91

Etapa 5 125.24 3.93

Etapa 6 126.51 3.95

Etapa 7 127.73 3.97

Etapa 8 128.93 4.00

Etapa 9 130.12 4.02

Etapa 10 131.33 4.04

Etapa 11 132.60 4.06

Etapa 12 133.93 4.09

Etapa 13 135.39 4.11

Etapa 14 137.03 4.13

Etapa 15 138.95 4.15

Etapa 16 141.29 4.18

Etapa 17 142.34 4.20

Etapa 18 142.96 4.22

Etapa 19 143.42 4.24

Etapa 20 143.81 4.27

Etapa 21 144.17 4.29

Etapa 22 144.51 4.31

Etapa 23 144.867 4.33

Etapa 24 145.21 4.36

Etapa 25 145.58 4.38

Etapa 26 145.99 4.40

Etapa 27 146.45 4.43

Etapa 28 146.99 4.45

Etapa 29 147.65 4.47


65

Etapa 30 148.52 4.49

Etapa 31 149.74 4.51

Etapa 32 151.60 4.54

Reboiler 154.50 4.54


66

3.3 Resultados de la Simulación utilizando Crudo Maya

Tabla 3.15 Propiedades de las corrientes de la Torre Estabilizadora DA2001

DA2001

Nombre Crudo Maya Vapores a Tanque

de Succión Alimentación a

DA2002_a Crudo Estabilizado Q_2001 Q_2001-a

Fracción Vapor 0 1 0 0 - -

Temperatura [C] 264 121.93 121.93 169.86 - -

Presión [kg/cm2] 198 2.790905146 2.83 2.86 - -

Flujo Molar [kgmole/h] 4873.25 61.41 1093.14 3718.69 - -

Flujo Masico [kg/h] 557160.93 5566.98 107272.16 444321.79 - -

Std Ideal Liq Vol Flow [m3/h] 746.13 7.89 148.91 589.32 - -

Flujo de Calor [kJ/h] -601987805 -7616178.29 -169508033 -586225152.13 123841485.7 536549.9202

Entalpia Molar [kJ/kgmole] -123528.95 -124009.35 -155064.54 -157642.85 - -

Tabla 3.16 Propiedades de las corrientes de la Torre Desbutanizadora DA2002

DA2002

Nombre Alimentación DA2002_1

Domo C4 y + ligeros C5 Y C8 Q_DA2002-a Q_DA2002-b

Fraccion Vapor 0 1 0 3.14943E-06 - -

Temperatura [C] 137.8 106.77 106.77 154.50 - -

Presión [kg/cm2] 16.28 3.845 3.84 4.53 - -


Flujo Masico [kg/h] 112560.79 3094.74 14932.37 94533.67 - -

Std Ideal Liq Vol Flow [m3/h] 156.4157825 4.62 21.46 130.33 - -

Flujo de Calor [kJ/h] -173712692.5 -5007061.26 -26991958.74 -138094418.36 28244510.39 31856621.54

Entalpia Molar [kJ/kgmole] -150859.00 -125543.59 -150811.13 -148070.08 -


67

Tabla 3.17 Propiedades de las corrientes del Tanque de Succión de Compresor FA2002

FA2002

Nombre Vapores a Tanque de

Succión Agua

Vapores a Compresor_a

Fraccion Vapor 1 0 1

Temperatura [C] 121.93 121.88 121.88

Presión [kg/cm2] 2.79 2.76 2.76

Flujo Molar [kgmole/h] 61.42 0.00 61.42

Flujo Masico[kg/h] 5566.98 0.00 5566.98

Flujo Volumetrico [m3/h] 7.90 0.00 7.90

Entalpia Molar[kJ/kgmole] -124009.35 -155005.40 -124009.35

Entropia Molar [kJ/kgmole-C] 156.68 101.72 156.77

Flujo de Calor[kJ/h] -7616178.29 0.00 -7616178.29

Tabla 3.18 Propiedades de las corrientes del T_2001

T_2001

Nombre Vapores a

Compresor_a Desfogue1

Vapores a compresor_b


Temperatura [C] 121.88 121.88 121.88

Presión [kg/cm2] 2.76 2.76 2.76


Flujo Masico[kg/h] 5566.98 278.35 5288.63




Flujo de Calor[kJ/h] -7616178.29 -380808.91 -7235369.38


68

Tabla 3.19 Propiedades de las corrientes del Compresor GB_2001

GB2001

Nombre Vapores a

compresor_b Descarga del

compresor Q_GB2001

Fraccion Vapor 1 0.871689077 -

Temperatura [C] 121.88 164.37 -

Presión [kg/cm2] 2.76 7.36 -

Flujo Molar [kgmole/h] 58.35 58.35 -

Flujo Masico[kg/h] 5288.63 5288.63 -

Flujo Volumetrico [m3/h] 7.50 7.50 -

Entalpia Molar[kJ/kgmole] -124009.35 -120288.63 -

Entropia Molar [kJ/kgmole-C] 156.77 158.90 -

Flujo de Calor[kJ/h] -7235369.38 -7018282.36 217087.02

Tabla 3.20 Propiedades de las corrientes del Condensador EA_2016

EA2016

Nombre Descarga del

compresor Condensado Q_EA2016

Fraccion Vapor 0.871689077 0 -

Temperatura [C] 164.37 43.89 -

Presión [kg/cm2] 7.36 7.17 -


Flujo Masico[kg/h] 5288.63 5288.63 -






69

Tabla 3.21 Propiedades de las corrientes del Separador FA2003

FA2003

Nombre Condensado Alimentacion a

DA2002_b Vapor Agua Amarga

Fraccion Vapor 0 0 1 0

Temperatura [C] 43.89 43.89 43.89 43.89

Presión [kg/cm2] 7.17 7.17 7.17 7.17

Flujo Molar [kgmole/h] 58.35 58.35 0.00 0.00

Flujo Masico[kg/h] 5288.63 5288.63 0.00 0.00

Flujo Volumetrico [m3/h] 7.50 7.50 0.00 0.00

Entalpia Molar[kJ/kgmole] -167093.27 -167093.27 -122005.43 -167093.27

Entropia Molar [kJ/kgmole-C] 41.27 41.27 133.03 41.27

Flujo de Calor[kJ/h] -9749115.56 -9749115.56 0 0

Tabla 3.22 Propiedades de las corrientes de la Bomba GA2005

GA2005

Nombre Alimentacion a

DA2002_a Alimentacion a

DA2002_a1 Q_GA2005

Fraccion Vapor 0 0 -

Temperatura [C] 121.93 122.96 -

Presión [kg/cm2] 2.79 17.63 -


Flujo Masico[kg/h] 107272.17 107272.17 -






70


GA2006


DA2002_b Alimentacion a

DA2002_b1 Q_GA2006



Presión [kg/cm2] 7.17 17.72 -


Flujo Masico[kg/h] 5288.63 5288.63 -





Tabla 3.24 Propiedades de las corrientes del Mezclador M_2001

M_2001


DA2002_b1 Alimentacion a

DA2002_a1 Alimentacion

DA2002


Temperatura [C] 44.42 122.96 119.52

Presión [kg/cm2] 17.72 17.63 17.63


Flujo Masico[kg/h] 5288.63 107272.17 112560.80






71

Tabla 3.25 Propiedades del Precalentador EA2018

EA2018

Nombre Alimentación

DA2002 Alimentación DA2002_1

C5 Y C8 C5 y C8 a L.B

Fraccion Vapor 0.00 0.00 0.00 0.07

Temperatura [C] 119.52 137.80 154.50 125.88

Presión [kg/cm2] 17.63 16.29 4.54 2.39


Flujo Masico[kg/h] 112560.80 112560.80 94533.67 94533.67




Flujo de Calor[kJ/h] -178912257.77 -173712692.50 -138094418.28 -143293983.54


72

3.4 Resultados de la Simulación utilizando Nafta Importada Tabla 3.26 Propiedades de las corrientes de la Torre Estabilizadora DA2001

DA2001

Nombre Nafta Importada Vapores a Tanque

de Succión Alimentacion a

DA2002_a Crudo

Estabilizado Q_2001 Q_2001-a

Fraccion Vapor 0 1 0 0 - -

Temperatura [C] 264.00 121.32 121.32 170.13 - -

Presión [kg/cm2] 19417.17 273.69 273.69 280.59 - -


Flujo Masico[kg/h] 557160.94 5566.76 107265.67 444328.50 - -


Entalpia Molar[kJ/kgmole] -125921.62 -130183.72 -163347.72 -158110.44 - -

Entropia Molar [kJ/kgmole-C] 290.27 147.03 91.66 268.75 - -

Flujo de Calor[kJ/h] -614764995.98 -8024395.05 -178305719.23 -589580209.27 124174830.2 896864.6527

Tabla 3.27 Propiedades de las corrientes de la Torre Desbutanizadora DA2002

DA2002

Nombre Alimentación DA2002_1

Domo C4 y + ligeros C5 Y C8 Q_DA2002-a Q_DA2002-b

Fraccion Vapor 0 1 0 0 - -

Temperatura [C] 137.80 157.66 157.66 205.68 - -

Presión [kg/cm2] 1597.49 1066.59 1066.59 1135.54 - -


Flujo Masico[kg/h] 112554.09 3094.48 14930.06 94529.55 - -

Flujo Volumetrico [m3/h] 155.90 4.60 21.57 129.73 - -

Entalpia Molar[kJ/kgmole] -158888.72 -120448.64 -142037.64 -142479.42 - -

Entropia Molar [kJ/kgmole-C] 100.82 131.47 70.23 151.25 -

Flujo de Calor[kJ/h] -182731468.77 -4714636.52 -25401163.75 -132802654.33 23302477.55 43110771.6


73

Tabla 3.28 Propiedades de las corrientes del Tanque de Succión del Compresor FA2002

FA2002

Nombre Vapores a Tanque

de Succión Agua

Vapores a Compresor_a


Temperatura [C] 121.32 121.26 121.26

Presión [kg/cm2] 273.69 270.25 270.25


Flujo Masico[kg/h] 5566.76 0.00 5566.76




Flujo de Calor[kJ/h] -8024395.05 0.00 -8024395.05

Tabla 3.29 Propiedades de las corrientes del T_2001

T_2001

Nombre Vapores a

Compresor_a Desfogue1

Vapores a compresor_b


Temperatura [C] 121.26 121.26 121.26

Presión [kg/cm2] 270.25 270.25 270.25


Flujo Masico[kg/h] 5566.76 278.34 5288.43






74

Tabla 3.30 Propiedades de las corrientes del Compresor GB2001

GB2001

Nombre Vapores a

compresor_b Descarga del

compresor Q_GB2001

Fraccion Vapor 1 0.87 -

Temperatura [C] 121.26 163.63 -

Presión [kg/cm2] 270.25 721.88 -


Flujo Masico[kg/h] 5288.43 5288.43 -





Tabla 3.31 Propiedades de las corrientes del Condensador EA2016

EA2016

Nombre Descarga del

compresor Condensado Q_EA2016

Fraccion Vapor 0.87 0 -


Presión [kg/cm2] 721.88 703.55 -


Flujo Masico[kg/h] 5288.43 5288.43 -






75

Tabla 3.32 Propiedades de las corrientes del Separador FA2003

FA2003

Nombre Condensado Alimentacion a

DA2002_b Vapor Agua Amarga

Fraccion Vapor 0 0 1 0

Temperatura [C] 43.89 43.89 43.89 43.89

Presión [kg/cm2] 703.55 703.55 703.55 703.55


Flujo Masico[kg/h] 5288.43 5288.43 0.00 0.00




Flujo de Calor[kJ/h] -10123928.04 -10123928.04 0.00 0.00


GA2005


DA2002_a Alimentacion a

DA2002_a1 Q_GA2005


Temperatura [C] 121.32 122.34 -

Presión [kg/cm2] 273.69 1728.49 -


Flujo Masico[kg/h] 107265.67 107265.67 -






76


GA2006


DA2002_b Alimentacion a

DA2002_b1 Q_GA2006



Presión [kg/cm2] 703.55 1737.76 -


Flujo Masico[kg/h] 5288.43 5288.43 -





Tabla 3.34 Propiedades de las corrientes del Mezclador M_2001

M_2001


DA2002_b1 Alimentacion a

DA2002_a1 Alimentacion

DA2002


Temperatura [C] 122.34 44.43 118.91

Presión [kg/cm2] 1728.49 1737.76 1728.49


Flujo Masico[kg/h] 107265.67 5288.43 112554.09






77

Tabla 3.35 Propiedades de las corrientes del Precalentador EA2018

EA2018

Nombre Alimentacion

DA2002 Alimentacion DA2002_1

C5 Y C8 C5 y C8 a L.B

Fraccion Vapor 0.00 0.00 0.00 0.00

Temperatura [C] 118.91 137.80 205.68 186.83

Presión [kg/cm2] 1728.49 1597.49 1135.54 925.25


Flujo Masico[kg/h] 112554.09 112554.09 94529.55 94529.55




Flujo de Calor[kJ/h] -188086283.99 -182731468.77 -132802654.33 -138157469.55


78

Conclusiones

Al finalizar este análisis y con base a los resultados obtenidos se puede

concluir que la sustitución de la Nafta Importada por el Crudo Maya resulta

satisfactoria.

A lo largo de este análisis se ha constatado que la producción del Crudo

Estabilizado, C4 y más ligeros y C5 y C8 como se muestra en las secciones

3.3 y 3.4 cumplen con los flujos másicos establecidos.

De igual forma en las secciones 3.1 y 3.2 se observa como los

componentes de las corrientes principales de las Torre DA2001 Y DA2002

cuentan con los mismos componentes y que los valores de dichos

componentes son muy similares; el valor en la simulación con Nafta

Importada resulta ligeramente superior que cuando se realizo la simulación

con Crudo Maya.

El procesar el crudo Maya en la planta despuntadora del complejo

petroquímico la Cangrejera, Veracruz, con capacidad de producción de 200

mil barriles por día y producir un crudo parcialmente procesado (crudo Maya

despuntado), permite incorporar un mayor valor agregado al crudo Maya,

buscado alternativas de procesamiento a este producto.


79

Recomendaciones

1.- Cuando se ingresen los components de las corriente principal dentro

simulador Hysys, es muy conveniente contar una tabla de homólogos,

simplificaciones y las abreviaturas; debido a que se ha debido a limitaciones de

espacio Hysys suele abreviar algunos componentes; por ejemplo, nombre IUPAC

2,2 dimetil propano, estará representado en Hysys como 2,2 Mprpoane.

2.- La cromatrofrafia de Crudo Maya y de la Nafta Importada debe ser reciente

para evitar cualquier error posible.

3.- Tomar en cuenta que el simulador en muchas ocasiones no podrá simular

el proceso como existe de manera fija; por ejemplo en este estudio en el caso de

“La Extracción Lateral ” en la torre DA2001, físicamente el producto de la

extracción sale e intercambia calor con el tren de calentamiento y regresa a la

torre, sin embargo realizar la simulación de la extracción de esta forma pondría

generar problemas en la convergencia de la torre; por ello es importante

considerar la herramientas con las que cuenta Hysys, como fue en este caso en

“ Pump Around ”

Una bomba puede ser instalada en torno al líquido de mover cualquier etapa de

cualquier otra etapa en la columna, ya sea encima o debajo de él. La fase de

retorno también puede ser en otra sección de la columna.


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Bibliografía 1.-Artículos sobre la utilización del crudo maya como combustible alterno, realizado por el Instituto Mexicano del Petróleo (IMP) http://www.imp.org.mx/2001c/tenden.pdf http://www.imp.mx/petroleo/?imp=tipos 2.-David M. Himmelblau & Kinneth B. Bischoff. Análisis y Simulación de Procesos. 3aEd 3.- Donald Q. Kern Procesos de Tranferenica de Calor. McGraw-Hill,1965 4.- Fox M.A. y Whitesell, J. k. Química Orgánica

5.-Integrated System of Engineering Software Hysys Process User’s Guide

6.-Manual de Operación de la Planta Estabilizadora del Complejo Petroquímico “ La Cangrejera”. 7.-Robert E. Treybal. Operaciones de Transferencia de Masas. Ed . Editorial

http://www.imp.mx/petroleo/?imp=tipos


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