Procesamiento de naftas en el reactor del complejo de

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UNIVERSIDAD METROPOLITANA
FACULTAD DE INGENIERÍA
ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA
PROCESAMIENTO DE NAFTAS EN EL REACTOR DEL COMPLEJO DE
DESINTEGRACIÓN CATALÍTICA (CCU) DEL CRP-CARDÓN.
Mariolgui Joselin Meza Milano
Tutor Industrial: Ing. Daniel López
Tutor Académico: Ing. Ana Damián
Caracas, Marzo 2001
DERECHO DE AUTOR
Cedo a la Universidad Metropolitana el derecho de reproducir y difundir el
presente trabajo, con las únicas limitaciones que establece la legislación vigente
en materia de derecho de autor.
En la ciudad de Caracas, a los 23 días del mes de Marzo del 2001.
Autor
APROBACIÓN
Considero que el trabajo de Grado titulado:
elaborado por la ciudadana
MARIOLGUI JOSELIN MEZA MILANO
para optar al título de
INGENIERO QUÍMICO
reúne los requisitos exigidos por la Escuela de Ingeniería Química de la
Universidad Metropolitana, y tiene méritos suficientes como para ser sometido a la
presentación y evaluación exhaustiva por parte del jurado examinador que se
designe.
En la ciudad de Caracas, a los 23 días del mes de Marzo del 2001.
Ingeniero Ana Damian
ACTA DE VEREDICTO
Nosotros, los abajo firmantes, constituidos como jurado examinador y reunidos en
Caracas, el día 23 de Marzo del 2001, con el propósito de evaluar el trabajo de
grado titulado:
Presentado por la ciudadana
MARIOLGUI JOSELIN MEZA MILANO
Para optar al título de
INGENIERO QUÍMICO
Emitimos el siguiente veredicto
Reprobado ____
Aprobado ____
Notable ____
Sobresaliente ____
Sobresaliente con Mención Honorífica ____
Observaciones:
___________________
Ingeniero Daniel López
___________________
Profesora Ana Damian
__________________
Ingeniero Luis Caires
DEDICO ESTE TRIUNFO A......
Al Todopoderoso, a quien le agradezco mi existencia, mi fe, mi tesón y los
conocimientos que me permitieron llegar hasta donde estoy. Infinitas gracias.
A mis padres: Guillermo y Mary, que son el centro de mi vivir, magnánimos e
insuperables, ejes principales en esta travesía que hoy termina. Gracias, les
amo tanto.
A mis hermanos Josmargui, Guillermo y Cira, quienes me acompañaron en mis
alegrías, travesuras, en los ratos tristes de mi niñez y en los momentos más
importantes de nuestra presente juventud, en especial mi querida Josmargui:
guía y confidente de mi sentir. Les adoro.
A los seres amados que se han ido: Marialy, mi prima, lindo recuerdo de mi
infancia, Francisco, Guillermo y Olga, amados abuelos, espiritualmente les
siento a mi lado: La paz y la gloria les de el Señor!!!
A mi única y querida “Abuelita Yiya”, que en unión de mis tíos maternos y
paternos, al igual que mis primos, conforman el clan familiar que me apoyó en
todo momento. Les tengo y llevo en mi mente y corazón...
A mi tutor de carrera, el ángel de mi guarda, mi guía, mi protector, mi crítico, mi
amigo: José Vicente, gracias, infinitas gracias, siempre serás irremplazable para
mí. Junto a él también estás tú Viera. Gracias...
A mi querida amiga Angela, quien me ha acompañado en los buenos y malos
momentos de mi vida y a quien he confiado mis más preciados secretos.
Gracias por tu incondicional amistad.
A mi “friend” Alex, q uien desinteresadamente me ha brindado su amistad
sincera. Te quiero mucho!!!
A mis amigas María Andreina, Carolina y Addanarys; compañeros de estudio,
compañeras de residencia y a todas aquellas personas que conocí durante mi
permanencia en la universidad, con quienes compartí alegrías, tristezas, sustos,
satisfacciones y también contradicciones, pero siempre con un fin común: la
unión y el deseo de alcanzar nuestras metas. Gracias...
¡Por último doy un “VIVA” por mí, por existir, por lo que soy, por como soy, por
haber logrado conseguir lo que quería y por seguir logrando obtener todo lo que
quiero!.
AGRADECIMIENTOS
A PDVSA S.A., por ser la figura principal de este gran sueño, pues me brindó la
oportunidad de convertirme en Ingeniero de la República. Les estoy
infinitamente agradecida. ¡Que Dios les Bendiga!.
A mi casa de estudios: “Universidad Metropolitana”, en donde, por medio de sus
instructores profesionales, recibí los conocimientos y herramientas necesarias
que me hicieron merecedora de este gran título.
A mi tutor industrial, Ing. Daniel López, por su apoyo incondicional, orientación y
dedicación para guiarme a elaborar mi trabajo de grado. Eres mi modelo a
seguir!!!...
A mi tutora académica, Prof. Ana Damián, por su colaboración, ayuda y
responsabilidad desde los inicios de mi trabajo. Agradecida de Ud.
A Ramón Abraham Reyes Castro, quien me brindó su ayuda y apoyo
incondicional para dar inicio a mi carrera. Gracias.
A mis amigos y compañeros de trabajo: Carlos, Jairo, Jorge, Luis, Ramón, Sr.
Raúl, Humberto, María Gracia, etc.; por estar presente siempre en los
momentos que necesité de ellos.
A todas las personas que de una u otra forma me prestaron ayuda y
colaboración en la realización de mi trabajo y a lo largo de mi carrera. A Todos
Muchísimas Gracias...
Altamente Agradecida.
Mariolgui.
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Lista de tablas y figuras.............................................................................
Resumen....................................................................................................
Introducción................................................................................................
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CAPÍTULO I. MARCO TEÓRICO..............................................................
1.1 DESCRIPCIÓN GENERAL DEL PROCESO DE CRAQUEO
CATALÍTICO FLUIDIZADO (FCC)..........................................................
1.2 IMPORTANCIA DE LAS UNIDADES DE CRAQUEO
CATALÍTICO FLUIDIZADO.....................................................................
1.3 DESCRIPCIÓN DEL CATALIZADOR UTILIZADO EN LAS
UNIDADES DE CRAQUEO CATALÍTICO...............................................
1.4 REACCIONES DE CRAQUEO CATALÍTICO.................................
1.5 CARACTERÍSTICAS DE LA ALIMENTACIÓN A UNIDADES DE
CRAQUEO CATALÍTICO........................................................................
1.6 CARACTERÍSTICAS DE LOS PRODUCTOS DE LAS UNIDADES
DE CRAQUEO CATALÍTICO..................................................................
1.7 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE CRAQUEO CATALÍTICO EN
EL CRP- CARDÓN..................................................................................
1.7.1 Sección de Precalentamiento...............................................
1.7.2 Sección de Reacción............................................................
1.7.3 Sección de Fraccionamiento.................................................
1.7.4 Sección de Recontacto ( Compresión de gases) y Planta
de Gas Nº 2.....................................................................................
1.8 TERMINOS BÁSICOS Y VARIABLES ASOCIADAS AL
PROCESO...............................................................................................
1.9 PRUEBAS DE LABORATORIO SEGÚN LAS NORMAS A.S.T.M...
1.10 ANTECEDENTES.........................................................................
1.10.1 Procesamiento de HCN......................................................
1.10.2 Procesamiento de LPD.......................................................
4
CAPÍTULO II. METODOLOGÍA.................................................................
2.1 VISUALIZACIÓN DE LAS FACILIDADES REQUERIDAS PARA
ENVIAR LAS NAFTAS HASTA EL REACTOR DE CCU........................
2.2 ELABORACIÓN DE LOS SUMARIOS OPERACIONALES............
2.3 RECOPILACIÓN DE LAS VARIABLES DE PROCESOS
DURANTE
LA
ELABORACIÓN
DE
LOS
SUMARIOS
OPERACIONALES..................................................................................
2.3.1 Condiciones Operacionales (PI).........................................
2.3.2 Resultados de laboratorio (SIMP).......................................
2.4 CÁLCULO DEL BALANCE DE CALOR EN LA ZONA DE
REACCIÓN.............................................................................................
2.4.1 Cálculo del rendimiento de coque.......................................
2.4.2 Estimación de la temperatura del lecho del despojador......
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2.4.3 Corroboración de la tasa real de circulación de catalizador
2.5 ELABORACIÓN DEL BALANCE DE MASA DE LA UNIDAD..........
2.6 CÁLCULO DE LOS RENDIMIENTOS Y CONVERSIÓN DE
REACCIÓN..............................................................................................
2.7 CÁLCULOS EN LA ZONA DE REACCIÓN.....................................
2.8 EVALUACIÓN DE LOS BENEFICIOS ECONÓMICOS POR EL
PROCESAMIENTO DE NAFTAS EN EL REACTOR DE CCU...............
44
44
CAPÍTULO III. ANÁLISIS DE RESULTADOS..........................................
3.1 ELABORACIÓN DE LOS SUMARIOS OPERACIONALES.............
3.1.1 Procesamiento de la LCN.......................................................
3.1.2 Procesamiento de la NFR.......................................................
3.2 CONDICIONES OPERACIONALES................................................
3.2.1 Para el caso del procesamiento de la LCN.............................
3.2.2 Para el caso del procesamiento de la NFR............................
3.3 ANÁLISIS DE LABORATORIO........................................................
3.4 CÁLCULO DEL BALANCE DE CALOR EN LA ZONA DE
REACCIÓN..............................................................................................
3.4.1 Cálculo del rendimiento de coque...........................................
3.4.2 Estimación de la temperatura del lecho del despojador.........
3.4.3 Corroboración de la tasa real de circulación del catalizador..
3.5 ELABORACIÓN DEL BALANCE DE MASA....................................
3.6 CÁLCULO DE LOS RENDIMIENTOS Y CONVERSIÓN DE LA
REACCIÓN..............................................................................................
3.6.1 Para el caso de la LCN...........................................................
3.6.2 Para el caso de la NFR...........................................................
3.7 CÁLCULOS EN LA ZONA DE REACCIÓN.....................................
3.7.1 En el reactor............................................................................
3.7.2 En el despojador.....................................................................
3.7.3 En el regenerador...................................................................
3.8 EVALUACIÓN DE LOS BENEFICIOS ECONÓMICOS POR EL
PROCESAMIENTO DE NAFTAS EN EL REACTOR DE CCU...............
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Conclusiones y Recomendaciones............................................................
Referencias Bibliográficas..........................................................................
APÉNDICE A.............................................................................................
APÉNDICE B.............................................................................................
APÉNDICE C.............................................................................................
APÉNDICE D.............................................................................................
APÉNDICE E.............................................................................................
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TABLAS
1.1 Rendimientos de reacción en el caso de la LCN, 35.
1.2 Rendimientos de reacción en el caso de la LPD, 36.
3.1 Datos físico-químicos del catalizador de equilibrio de CCU, 55.
3.2 Calidad de la carga de tanques procesada en CCU, 56.
3.3 Calidad de la carga HDS procesada en CCU, 57.
3.4 Calidad de la carga caliente procesada en CCU, 58.
3.5 Calidad de la carga combinada procesada en CCU, 59.
3.6 Calidad de las naftas procesadas en CCU, 60.
3.7 Calidad de los gases de baja presión procesados en CCU, 61.
3.8 Calidad de los gases C3/C4 de PG-1 procesados en CCU, 61.
3.9 Calidad de las olefinas de Amuay, 62.
3.10 Calidad del gas seco de CCU, 63.
3.11 Calidad del PP de CCU, 64.
3.12 Calidad del BB de CCU, 65.
3.13 Calidad de la gasolina LCC de CCU, 66.
3.14 Calidad de la gasolina HOUK de CCU, 67.
3.15 Calidad del ARL de CCU, 68.
3.16 Calidad del ARP de CCU, 69.
3.17 Calidad del Lodoso de CCU, 70.
3.18 Calidad del rendimiento de coque, 71.
3.19 Balance de masa, 73.
3.20 Rendimientos de reacción para el procesamiento de LCN, 74.
3.21 Rendimientos de reacción para el procesamiento de NFR, 75.
3.22 Cálculos en el reactor, 77.
3.23 Cálculos en el despojador, 78.
3.24 Cálculos en el regenerador, 79.
3.25 Balance económico para la HCN y LPD, 80.
3.26 Balance económico para la LCN y NFR, 80.
FIGURAS
1.1 Esquema Simplificado de CCU de la Refinería Cardón, 17.
1.2 Esquema Simplificado de la Sección de Fraccionamiento, 21.
1.3 Esquema Simplificado de Planta de Gas Nº 2, 23.
2.1 Sistema de Manejo de Desecho Craqueado de la Refinería Cardón, 40.
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Autor: Mariolgui Joselin Meza Milano.
Tutor: Ing. Daniel López.
Caracas, Marzo 2001.
El presente trabajo consistió en la evaluación del impacto técnico/económico de
procesar en forma continua naftas en el reactor del Complejo de Desintegración
Catalítica de la Refinería Cardón del CRP, estado Falcón. Para ello se tomaron
dos naftas: la nafta Liviana del Coker (LCN) y la nafta Full Range (NFR) de la
Unidad de Craqueo Catalítico.
Esto se realizó con el objetivo de maximizar los rendimientos de productos de la
planta y en consecuencia incrementar los beneficios económicos de la
empresa.
Para cada procesamiento se requirió realizar un balance de masa y energía con
el fin de garantizar la consistencia de materia y calor en la zona de reacción, se
determinaron los rendimientos y conversión de reacción; así como también se
realizaron cálculos basados en las Prácticas de Diseño de PDVSA con la
finalidad de detectar posibles limitaciones operacionales en la planta.
Adicionalmente se evaluaron los beneficios económicos que trae consigo el
procesamiento de cada nafta, y de las estudiadas anteriormente.
Los resultados obtenidos al procesar la LCN indicaron un aumento en los
rendimientos de olefinas, Aceite de Reciclo Liviano (ARL) y gasolinas a
expensas de una disminución de coque y diluentes; mientras que para el caso
de la nafta Full Range el incremento se produjo en los rendimientos de gas
seco, Propano/Propileno (PP), gasolinas y diluentes, a expensas de una
reducción de los rendimientos del resto de los productos de reacción. No se
observaron limitaciones operacionales en la zona de reacción, lo que permitió
operar a la máxima capacidad de la planta. Como era de esperarse el estudio
económico coincidió con los rendimientos de reacción obtenidos.
A partir de los resultados se concluyó que la nafta que proporciona mayores
beneficios a la empresa es la LCN, seguida de la NFR; por lo que se
recomendó el procesamiento continuo de LCN en el reactor de CCU, así como
también, evaluar el procesamiento de otras cargas no convencionales
disponibles en la Refinería.
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La desintegración o craqueo catalítico es el llamado “corazón” de la refinería
moderna, por su importancia y flexibilidad operacional. Es utilizado para
convertir fracciones pesadas (aceites) en productos más livianos y de mayor
valor.
La Unidad de Craqueo Catalítico del CRP Cardón (CCU) fue construida en 1956
y remodelada en 1992 con el fin de aumentar su capacidad de procesamiento
desde 8000 t/d hasta 11000 t/d y valorizar, mediante la producción de derivados
de mayor valor comercial, el excedente de destilados de vacío existente en la
industria, así como también cargas no convencionales, satisfaciendo de esta
forma la creciente demanda de gasolina.
La disminución de las reservas de crudo liviano en Venezuela se traducirá en el
procesamiento, a corto plazo, de crudo pesado en las refinerías de Amuay y
Cardón. Esto traerá como consecuencia una menor disponibilidad de destilados
de vacío como carga a CCU debido al menor rendimiento en destilados de
vacío que posee el crudo pesado; por lo tanto, será necesario incrementar la
proporción de cargas no convencionales (corrientes que normalmente no se
utilizan como alimentación en la unidad) a ser procesadas, para maximizar los
rendimientos de productos de CCU.
Con la finalidad de determinar el impacto técnico/económico de procesar en
forma continua cargas externas en la sección de reacción de CCU que
proporcionen beneficios económicos a la misma, se hace necesario evaluar el
procesamiento de otras cargas externas para así comparar los resultados
obtenidos y de esta manera maximizar la rentabilidad del Complejo de
Desintegración Catalítica de la Refinería Cardón. Este trabajo contempla la
evaluación del procesamiento de la Nafta Liviana del Coker (LCN) y de la Nafta
Full Range (NFR) de CCU, a través de una corrida de prueba en planta.
3
Para ello se requiere medir todos los flujos y calidades de los productos
obtenidos en la unidad; por medio de la base de datos de la Refinería, y a partir
de ellos realizar el balance de masa y energía a nivel de la zona de Reacción
de la planta. Otros cálculos, son realizados en base a correlaciones empíricas
extraídas de las Prácticas de Diseño de PDVSA.
El presente trabajo de grado ha sido estructurado en tres capítulos, los cuales
comprenden en términos generales lo siguiente:
CAPÍTULO I. Se describe el proceso de craqueo catalítico en la Refinería
Cardón del CRP, se definen las bases teóricas y las herramientas necesarias
que sustentan el trabajo, así como también se hace referencia a las actividades
realizadas como antecedentes del mismo.
CAPÍTULO II. Describe en forma detallada la metodología seguida para llevar a
cabo el trabajo de grado. Detalla paso a paso el procedimiento aplicado para
lograr cumplir con los objetivos establecidos.
CAPÍTULO III. Presenta el análisis de los resultados obtenidos durante la
realización del trabajo.
Por último se presentan las conclusiones y recomendaciones.
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En este capítulo se describen las bases teóricas que involucra este trabajo, el
proceso de craqueo aplicado en la Refinería Cardón del CRP, las herramientas
que se utilizaron para el desarrollo del trabajo, así como también se hace
referencia a las actividades realizadas como antecedentes, de manera de
facilitar la comprensión del mismo.
1.1 DESCRIPCIÓN GENERAL DEL PROCESO DE CRAQUEO CATALÍTICO
FLUIDIZADO (FCC).
El proceso de Craqueo Catalítico Fluidizado (FCC) emplea un catalizador de
partículas muy finas las cuales se comportan como un fluido cuando son
aireadas con hidrocarburos, vapor y aire. El catalizador fluidizado circula
continuamente en la zona de reacción (reactor, despojador y regenerador)
actuando como vehículo para transferir el calor del regenerador a la
alimentación y al reactor (véase el apéndice B).
A pesar de los diferentes diseños que existen para el craqueo catalítico, el
proceso básico consiste en precalentar la alimentación fresca o reciclada a
través de intercambiadores de calor y/o hornos de fuego directo para luego
entrar a la base del tubo elevador del reactor donde son mezcladas con el
catalizador regenerado caliente proveniente del regenerador. El calor del
catalizador vaporiza la alimentación y la lleva a la temperatura deseada para la
reacción. Las reacciones de craqueo catalítico comienzan cuando la
alimentación entra en contacto con el catalizador caliente en el tubo elevador y
continúan hasta que los vapores son separados del catalizador en el reactor.
Los vapores de hidrocarburos son enviados a la fraccionadora para ser
separados en productos líquidos y gaseosos.
El catalizador saliente del reactor se denomina catalizador gastado o usado y
contiene hidrocarburos que son adsorbidos en la superficie del catalizador.
Estos son removidos por despojamiento con vapor de agua antes que el
catalizador entre al regenerador. En el regenerador la quema de coque se
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controla variando el flujo de aire para mantener la relación CO2/CO de los
gases de combustión. El catalizador regenerado contiene de 0,2 a 0,4 % en
peso de carbón.
El gas de combustión que sale del regenerador contiene una gran cantidad de
monóxido de carbono el cual es quemado a dióxido de carbono en una caldera
de monóxido de carbono la cual se usa para recuperar la energía calórica. Los
gases calientes pueden ser usados para generar vapor o para las turbinas que
compriman el aire de regeneración y para generar energía eléctrica [1].
1.2 IMPORTANCIA DE LAS UNIDADES DE CRAQUEO CATALÍTICO
FLUIDIZADO.
La unidad de FCC ocupa un lugar muy importante en una refinería debido a su
relativo bajo costo de conversión de cargas pesadas a productos livianos de
mayor valor. Es la productora de gasolina por excelencia. La unidad de craqueo
catalítico es la principal fuente de carga de olefinas livianas a las unidades de
alquilación, a unidades petroquímicas y como fuente de gas licuado de petróleo
(LPG) para el uso casero.
El proceso de craqueo catalítico fluidizado es de relativa fácil operación.
Actualmente existen aproximadamente 400 unidades de craqueo catalítico en
todo el mundo, con una capacidad de procesamiento de 12 millones de barriles
por día, lo que produce el 45% de todas las gasolinas usadas mundialmente [2].
1.3 DESCRIPCIÓN DEL CATALIZADOR UTILIZADO EN UNIDADES DE
CRAQUEO CATALÍTICO.
El catalizador es un compuesto químico capaz de acelerar o retardar la
velocidad con que se lleva a cabo una reacción química, y que al finalizar la
misma, no ha sufrido ninguna transformación. El catalizador de craqueo
fluidizado es un polvo fino y poroso compuesto de óxidos de silicio y aluminio,
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que acelera las reacciones químicas que se llevan a cabo. Otros elementos
pueden estar presentes en muy pequeñas cantidades [3]. Cuando se airea con
gas, el polvo adquiere la propiedad de parecer un fluido, lo que permite
comportarse como un líquido. Esta propiedad hace, que el catalizador que
circula entre el reactor, despojador y el regenerador tome el nombre de
catalizador de craqueo fluidizado [4].
El catalizador fresco de craqueo fluidizado, es el catalizador tal como se fabrica
y vende. El catalizador de equilibrio es el catalizador circulante en la unidad.
Como el nombre indica, el catalizador de equilibrio es el catalizador que ha
alcanzado el equilibrio (estado estacionario) con el ambiente de la unidad.
Los catalizadores de craqueo catalítico están formados por partículas esféricas
de un tamaño promedio de partícula que oscila entre 58-72 micrones.
Los componentes contenidos en los catalizadores de craqueo catalítico son la
zeolita, arcilla, matriz y aglutinante. Cada componente mejora uno o más
aspectos del comportamiento del catalizador.
La zeolita es el componente catalítico primario para el craqueo selectivo,
proporciona alta actividad al catalizador, alta selectividad a la producción de
gasolina y mejora la selectividad al coque.
La matriz es usada en el catalizador de craqueo fluidizado principalmente como
un medio para craquear los componentes pesados provenientes en la
alimentación a la unidad (altos puntos de ebullición) debido a sus grandes
poros, a diferencia de las pequeñas aberturas de poro que presenta la zeolita.
La arcilla es un componente importante que sirve como un receptor y medio de
transferencia de calor, así como para contrarrestar el efecto contaminante del
sodio presente en la alimentación. La arcilla proporciona poca o ninguna
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actividad al catalizador, pero le da la fuerza mecánica y la densidad a la
partícula para lograr sus óptimas propiedades de fluidización.
El aglutinante es la sustancia que mantiene unidos todos los componentes del
catalizador. Algunos aglutinantes, como los polímeros de alúmina y los sistemas
basados en arcilla, presentan cierta actividad al craqueo catalítico por lo que
son añadidos para el craqueo de fondos. Todos los componentes proporcionan
la capacidad calórica para la transferencia de calor entre el reactor y el
regenerador [3].
Las principales propiedades físico–químicas del catalizador son:
Superficie Activa: es la superficie exterior de los poros. El catalizador fresco
tiene una superficie activa de 300 – 500 m2/g y el catalizador de equilibrio de
130 – 150 m2/g. La superficie activa es uno de los factores que determina la
actividad del catalizador, porque los centros activos están situados dentro de
los poros.
Distribución de Partículas: Como se dijo anteriormente el catalizador está
formado por partículas con diámetro diferente. Los finos de hasta 40
micrones de diámetro son necesarios para mantener la fluidización del
catalizador dentro de la unidad. Como el catalizador se fractura durante la
circulación entre los recipientes de la zona de reacción y parte se pierde por
los ciclones, es necesario tener partículas grandes que puedan reemplazar a
las finas. El catalizador fresco tiene aproximadamente de 16 a 18% en peso
de finos, el de equilibrio circulando en la unidad generalmente tiene de 6 a
15% en peso. Cuando el contenido de finos del catalizador en equilibrio es
menor que 2% puede haber problemas con la fluidización [5].
1.4 REACCIONES DE CRAQUEO CATALÍTICO.
A pesar que la mayor parte de las reacciones que ocurren en una unidad de
FCC son de craqueo catalítico, también se produce el craqueo térmico.
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Craqueo Térmico: El craqueo térmico se inicia en ausencia de catalizadores
y a altas temperaturas (350°C-700°C). Cuando se rompe el enlace carbonocarbono y se forma el ión carbonilo, que es muy reactivo y con poco tiempo
de vida, estos radicales libres pueden extraer átomos de hidrógeno de otras
parafinas para formar un segundo radical y una parafina más pequeña, si
este ión se coloca en la posición β forma olefinas y un radical libre. Los
productos de estas reacciones son ricos en C1 y especialmente C2, además
de α-olefinas y diolefinas [6].
Craqueo Catalítico: Después de que la alimentación entra en contacto con el
catalizador regenerado, el primer paso es la vaporización de la alimentación
por el catalizador. La teoría indica que el craqueo catalítico induce la
formación de especies intermedias cargadas positivamente llamadas
carbocationes, iniciados por los sitios ácidos (Lewis y Brönsted) del
catalizador. Existe la formación de los iones carbenio y los iones carbonio
que son representados de la siguiente manera:
Ion Carbenio
Ion Carbonio
CR3+
CR4H+
La “R” representa un grupo alquilo o bien, un átomo de hidrógeno.
Iones Carbenio: Los iones carbenio se forman por la adición de un protón
(H+) a una olefina o por la remoción de un ion hidruro de una parafina.
Como se dijo anteriormente, estas reacciones son iniciadas por el
catalizador de craqueo, el cual contiene sitios activos para proveer
protones o remover iones hidruro. El sitio ácido de Brönsted (donador de
protones) sobre el catalizador de craqueo es quien provee los protones y
el sitio ácido de Lewis es quien remueve o extrae el ion hidruro.
Paso de Inicio: protonación y extracción del ion hidruro
R1- CH=CH- R2
(olefina)
+
HZ
(sitio Brönsted)
↔
R1- CH2- CH+- R2
(ion carbenio)
+
Z-
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↔
+ L+
R1- CH2- CH2- R2
(parafina)
R1- CH2- CH+- R2
(sitio Lewis)
+
HL
(ion carbenio)
Paso de Propagación (transferencia de hidrógeno):
R1- CH2-CH+- R2 + R3- CH2- CH2- R4 ↔ R1- CH2- CH2-R2 + R3- CH2- CH+- R4
(ion carbenio)
(parafina)
(parafina)
(ion carbenio)
Paso de Craqueo ( división β):
R3- CH2- CH+- R4
(ion carbenio)
↔
R3+
(ion carbenio)
+
CH2= CH- R4
(olefina)
El ion carbenio previamente formado es transformado por medio de la
separación β (separación del enlace carbono-carbono β del carbono
cargado con carga positiva) para formar una olefina y un nuevo ion
carbenio. El nuevo ion carbenio es libre de reaccionar con otra molécula
de parafina y continuar la reacción. La reacción finaliza cuando: el ión
carbenio le pierde un protón al catalizador y es convertido en una olefina;
o cuando el ión carbenio toma un ión hidruro de un donador, tal como el
coque, y es convertido en una parafina.
Iones Carbonio: A continuación se presenta la formación de un ión
carbonilo antes de ser convertido a un ion carbenio y parafina o, un
hidrógeno y un ion carbenio. Los iones carbonio se forman por la adición
de hidrógeno a una parafina directamente atacada por los protones de los
sitios ácidos de Brönsted del catalizador:
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(parafina)
(sitio Brönsted)
R1- CH2- CH2- R2 + HZ ↔
R1+
+
R1- CH2- CH3+- R2 + Z-
CH3- CH2- R2
(ion carbenio) (parafina)
Esta reacción se ve
(ion carbonio)
R1- CH2- CH+- R2 + H2
(ion carbenio)
favorecida por
(hidrógeno)
temperaturas sobre los 500°C
(932°F), baja conversión y baja presión parcial del hidrocarburo. La carga
del ion carbonio no es estable y es justamente un paso intermedio antes
de la formación de un ion carbenio y una parafina. Una vez formado el
ion carbenio se procede a numerosas reacciones mientras son quimiadsorbidos por los sitios ácidos del catalizador. La naturaleza y
resistencia del catalizador, además de la temperatura de reacción, el tipo
de alimentación y otros, influyen en el grado de las reacciones, es decir
en la selectividad. Las posibles reacciones que pueden ocurrir son [6]:
El craqueo de parafinas, olefinas, naftenos, aromáticos y otros.
Isomerización, consiste en el rearreglo del ion carbonio primario a
uno terciario, de mayor estabilidad.
Transferencia de hidrógeno.
Ciclización.
Deshidrogenación, si hay metales como níquel y vanadio
presentes.
Formación de coque.
1.5 CARACTERÍSTICAS DE LA ALIMENTACIÓN A UNIDADES DE
La alimentación a una unidad de craqueo catalítico es principalmente una
mezcla de gasóleos livianos/pesados de la destilación al vacío (LVGO/ HVGO),
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gasóleo pesado de la destilación atmosférica (HAGO), gasóleos de la unidad de
coquización retardada (HCGO) y corrientes sobrantes de la manufactura de
aceites lubricantes como el Aceite Desasfaltado o Extracto de Furfural. En los
últimos años también se han encontrado como parte de la alimentación al
craqueo catalítico, el Residuo Largo de la destilación atmosférica y el Residuo
Corto de la destilación al vacío. Además de la alimentación fresca, la unidad de
craqueo catalítico puede reciclar algunos productos, como el Aceite de Reciclo
Pesado (ARP) y el Aceite Lodoso [2].
Otro tipo de cargas a la unidad de craqueo catalítico son las cargas no
convencionales, que son aquellas corrientes que normalmente no son
procesadas a la unidad, y que se alimentan con fines específicos.
Los mayores contaminantes de la alimentación son los metales como el
vanadio, níquel y sodio. El principal tratamiento de la alimentación de la unidad
catalítica se lleva a cabo en la destilación al vacío, donde se remueven
componentes indeseables, como los asfaltenos, vanadio, sodio y níquel.
La caracterización de la alimentación a la unidad es fundamental para obtener
predicciones confiables de los rendimientos de los productos y sus propiedades
[2].
Si hay alto contenido de azufre en la carga (la carga típica a la FCCU contiene
de 0.3 a 3.0% en peso de azufre), éste se distribuye por todos los productos
craqueados requiriendo de otros procesos para su remoción, además el azufre
contenido en el coque es convertido a SOx (óxidos de azufre compuestos por
SO2 y SO3) en el regenerador y expulsado a la atmósfera en los gases del tope,
produciendo altos niveles de contaminación en los alrededores, por lo que se
requiere frecuentemente el uso de aditivos para reducir las emisiones de SOx
provenientes del regenerador. Los óxidos de azufre liberados por el
regenerador de FCCU están formados típicamente por un 90% de SO2 y un
10% de SO3 [3].
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Los metales como el vanadio desactivan permanentemente el catalizador; y el
nitrógeno lo desactiva temporalmente, cuando este último es quemado en el
regenerador, la pérdida de actividad efectiva se restituye, pero mientras haya
nitrógeno en la carga, la parcial desactivación del catalizador persiste.
Los metales como el níquel, cobre, vanadio, hierro y cobalto propician la
formación de hidrógeno y coque ya que son catalizadores de deshidrogenación.
Todos estos metales de la carga se depositan en el catalizador de equilibrio
circulante y causan que los rendimientos de hidrógeno y coque, aumenten.
Otros metales como el calcio, magnesio, bario, sodio y potasio son destructivos
para los catalizadores de craqueo catalítico en lecho fluidizado, porque pueden
causar que las partículas de catalizador sintericen o colapsen; ellas se unen con
el catalizador, para formar un eutéctico que funde a las temperaturas que
prevalecen en el regenerador. El sodio y el potasio, son los más dañinos para el
catalizador e iguales en efecto.
Todos los efectos adversos causados por contaminantes en cargas normales
de craqueo catalítico, son magnificados en las unidades que cargan residuos.
Residuos tales como fondos de la torre de vacío o atmosféricos, contienen
cantidades crecientes de níquel, vanadio, azufre, nitrógeno y Carbón
Conradson.
Los efectos dañinos provenientes de los metales pesados, son el aumento del
rendimiento de hidrógeno, aumento de la tendencia de coquificación y la
elevada velocidad de desactivación del catalizador de FCC. Este último efecto,
es causado por la destrucción del contenido de zeolita del catalizador, debido al
ataque del vanadio.
Los aceites residuales tienen mayor contenido de azufre que las cargas
destiladas normales, causando un coque con alto contenido de azufre que se
forma en el reactor de FCCU. Cuando el coque es quemado en el regenerador,
los óxidos de azufre en el gas de tope aumentan [2].
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1.6 CARACTERÍSTICAS DE LOS PRODUCTOS DE LAS UNIDADES DE
Los productos más importantes del craqueo catalítico son los gases secos, el
propano/propileno (PP), el butano/butileno (BB), la gasolina, el Aceite de
Reciclo Liviano (ARL),el Aceite de Reciclo Pesado (ARP) Y el Aceite Lodoso. A
continuación se presenta una descripción más detallada de cada uno de ellos
[5]:
Gas Seco: éstos son los gases que salen por el tope de la torre
absorbedora,
perteneciente
a
la
Planta
de
Gas
Nº2;
contienen
principalmente hidrógeno, metano, etano, etileno, trazas de H2S e inertes
(N2, CO que se toma como inertes en este caso, CO2). Este gas se mezcla
en el sistema de gas combustible, luego de ser tratado con aminas para la
remoción del H2S y opcionalmente con tratamiento caústico para eliminar los
mercaptanos. El rendimiento de gas seco se debe primeramente al craqueo
térmico, presencia de metales en la alimentación o un craqueo catalítico no
selectivo.
Propano/Propileno
(PP):
es
el
producto
de
tope
de
la
columna
despropanizadora, perteneciente a la Planta de Gas Nº2, y es rico en dichos
componentes. Se vende como grado refinería o grado propileno a las
industrias manufactureras de polímeros.
Butano/Butileno (BB): es el producto de fondo de la despropanizadora y
tiene gran uso en las mezclas de gasolina para regular la presión de vapor y
contribuir a mejorar el número de octano; en alquilación donde las olefinas
reaccionan con el isobutano para formar el alquilato; se usa también en la
producción del MTBE donde reacciona con metanol para producir el aditivo
oxigenado para la gasolina (metil- terbutil-éter, MTBE). En caso de que
existan mercaptanos, se retiran por lavado caústico. El rendimiento del PP y
BB se logra aumentando la conversión a través del aumento de la
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temperatura de reacción y la temperatura de mezcla catalizador/aceite;
disminuyendo el tiempo de residencia de craqueo y añadiendo ZSM-5
(aditivo para el aumento del octanaje). Otro uso alterno tanto para el PP y
como para el BB, es que ambos pueden ser también inyectados al sistema
de gas combustible de la refinería.
Gasolina: este es el producto más valioso de la unidad de craqueo catalítico,
y tiene un porcentaje del 35% de producción total de la gasolina de una
refinería. Las impurezas que puede tener la gasolina del craqueo catalítico
son los mercaptanos y éstos se eliminan por endulzamiento a través de un
proceso comercial conocido como Merox. Se obtienen dos tipos de gasolina:
la gasolina liviana (LCC) y la gasolina pesada (HOUK).
Aceite de reciclo liviano (ARL): es un corte lateral de la fraccionadora
principal, perteneciente a la sección de fraccionamiento de CCU, y se usa
ampliamente en mezclas para la formación de aceites de calentamiento y
combustible diesel. Este es particularmente importante cuando en invierno
su valor aumenta y puede llegar a ser mayor que el de la gasolina. La
manera más simple de aumentar su rendimiento es reducir el punto final de
la gasolina, y esto generalmente se lleva a cabo por el aumento de la
relación de reflujo de tope. La calidad de este producto se mide por el
número de cetano, el cual es una indicación de la calidad de ignición del
combustible.
Aceite de reciclo pesado (ARP): es uno de los cortes de la fraccionadora
principal cuyo rango de ebullición está entre el del ARL y el del aceite
lodoso. Parte del ARP se recicla hacia la fraccionadora como aceite de
lavado y la otra parte se retira como producto para procesarlo en el
hidrocraqueo o mezclarlo con aceite lodoso y diluente de fuel oil, esto
dependiendo de la localización de la refinería y las disponibilidades del
mercado. Los rendimientos dependen mucho del tipo de alimentación y del
nivel de conversión de la unidad.
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Aceite Lodoso: es producido por el fondo de la fraccionadora principal y
puede ser destinado como alimentación a la planta Reductora de
Viscosidad, enviado al sistema general de diluente o al sistema de aceite
combustible. También puede ser usado como medio de enfriamiento de
otras unidades.
Coque: este producto intermedio es necesario en las operaciones de
catalítica, ya que el calor desprendido por su combustión en el regenerador
compensa la pérdida de calor en el tubo elevador [5].
1.7 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE CRAQUEO CATALÍTICO EN EL CRP
CARDÓN.
El proceso consiste en la descomposición de destilados de vacío en presencia
de un catalizador a altas temperaturas (520°C-530°C) y baja presión (1-2
Kgf/cm2 manométricos), el cual se lleva a cabo en varias secciones que a
continuación se describen (véase la figura 1.1) [5].
1.7.1 Sección de precalentamiento: Está constituida por un tren de
intercambiadores y un horno. La función del precalentamiento es elevar la
temperatura de la carga desde aproximadamente 210°C hasta 400°C,
dependiendo de los requerimientos de la planta.
La alimentación fresca de la unidad proviene principalmente de las plantas de
Alto Vacío (AV-1/2/3) y de otras unidades de la refinería. Dicha alimentación se
clasifica en carga fría, caliente y carga de tanques y la mezcla de todas
constituye la carga combinada.
La carga de tanques, es usada como complemento de carga y constituye todas
las corrientes de alimentación que son almacenadas en los tanques que
corresponden
al
bloque
aproximadamente de 50ºC.
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del
CRP
Cardón.
Su
temperatura
es
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La carga fría con una temperatura aproximada de 110°C, comprende las
corrientes de la Planta de Alto Vacío 1 (chorro1/2/3), la parafina proveniente de
la Planta de Desparafinación, así como también, el Extracto de Furfural
derivado de la unidad de Furfural del tren de Lubricantes y las corrientes de
gasóleos pesados 2 y 3 de Alto Vacío 3 (chorros 2 y 3), las cuales son
previamente tratadas en el Complejo de Hidrodesulfuración por procesar crudos
nafténicos. Esta carga intercambia energía utilizando el calor cedido por los
mismos productos obtenidos en la planta de Catalítica (Aceite de Reciclo
Liviano y Pesado, y Aceite Lodoso), a fin de elevar la temperatura hasta 210°C.
La carga caliente la constituyen las corrientes 2 y 3 de Alto Vacío 2 (chorros 2 y
3). Cuando la planta AV-3 trabaja con crudos parafínicos, sus chorros son
recibidos también como carga caliente. Estos destilados vienen a una
temperatura de 240°C, luego son mezclados con la carga fría y enviados a unos
precalentadores que aumentan la temperatura de la carga combinada hasta
aproximadamente 290°C.
Finalmente, es en el horno, donde la carga combinada incrementa su
temperatura hasta 400°C, para ser alimentada a la sección de reacción (véase
el apéndice A).
1.7.2 Sección de Reacción: Está constituida por un reactor, un regenerador y
un despojador. La alimentación se mezcla en el tubo elevador del reactor con
una corriente de catalizador caliente a 650°C proveniente del regenerador para
vaporizar toda la carga. La mezcla de catalizador y vapores de alimentación
fluyen hacia el reactor a través del tubo elevador, en el cual ocurren las
reacciones de craqueo. La salida del tubo elevador está conectada
directamente a tres ciclones primarios, donde se separan las posibles partículas
de catalizador que puedan haber pasado y son retornadas al lecho. Los vapores
que salen de estos ciclones fluyen a seis ciclones secundarios para asegurar
una separación satisfactoria del catalizador. El catalizador separado en los
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ciclones cae por gravedad a la sección del reactor y se predespoja con vapor de
agua. Los vapores así recuperados se envían a los ciclones. Todos los vapores
producidos en el reactor pasan a la torre fraccionadora para separar los
diferentes productos, según sus rangos de destilación.
El catalizador que se retira del reactor se transfiere al despojador, donde se
utiliza vapor de agua para recuperar los hidrocarburos que pueden haber sido
absorbidos por el catalizador, minimizando así la formación de coque y las
pérdidas de productos valiosos. Los vapores recuperados pasan a través de un
grupo de tres ciclones primarios para separar las partículas de catalizador que
puedan ser arrastradas y luego se unen a la línea principal de salida de vapores
del reactor, para pasar a la fraccionadora principal.
Durante el proceso de craqueo se produce coque, el cual se deposita sobre el
catalizador, disminuyendo así su actividad. Para permitir que pueda el
catalizador, seguir cumpliendo sus funciones satisfactoriamente, debe ser
regenerado. Con este fin, el catalizador proveniente del despojador se transfiere
al regenerador, donde la mayor parte del coque que contiene se quema a
temperaturas cercanas a 650°C, con una corriente controlada de aire
proveniente del compresor de aire PB- 1B, y es introducido a través de la
sección transversal del regenerador mediante un distribuidor de aire, el cual
consiste de una red de tubos horizontales con un gran número de boquillas en
ellos. Los gases de combustión salen del regenerador vía diez ciclones de dos
etapas, los cuales recuperan la mayor parte del catalizador arrastrado. Estos
gases de combustión pasan a la caldera CO, donde se lleva a cabo la
combustión de CO a CO2, utilizándose el calor regenerado para producir vapor
de media presión. Un flujo continuo de catalizador regenerado es transferido
desde el regenerador hasta el fondo del tubo elevador del reactor para
continuar con el ciclo (véase el apéndice B).
1.7.3 Sección de Fraccionamiento: La sección de fraccionamiento tiene como
propósito principal separar las fracciones livianas, gases secos y gasolina, de
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las fracciones más pesadas. Para esto se cuenta con una torre fraccionadora
de 21 platos conformada por platos de contacto, de retiro y dos secciones de
empaques estructurado, cuya alimentación; los vapores provenientes del
reactor y del despojador, entran por el fondo de la fraccionadora a una
temperatura de 530°C y son enfriados por un reflujo de aceite lodoso.
Además de la torre principal con sus respectivos reflujos intermedios, de tope y
fondo (los cuales cumplen con la función de retirar calor para la separación a lo
largo de la estructura de la torre), la sección de fraccionamiento también cuenta
con tres despojadores para el corte de gasolina HOUK (despojador C-2), el
corte de aceite de reciclo liviano (despojador C-3) y el corte de aceite de reciclo
pesado (despojador C-4). Como producto de fondo de la torre fraccionadora
principal se obtiene Aceite Lodoso y los productos laterales son: Aceite de
Reciclo Pesado (ARP), Aceite de Reciclo Liviano (ARL) y gasolina pesada
HOUK (véase la figura 1.2). El producto de tope son los vapores de
hidrocarburos que pasan al Sistema de Compresión de Gases para separar el
agua de los hidrocarburos líquidos y gaseosos (véase el apéndice C).
1.7.4 Sección de Recontacto (Compresión de Gases) y Planta de Gas N°2:
Una vez que los productos del reactor pasan a la torre fraccionadora principal,
éstos son separados en las siguientes corrientes: producto de cabecera,
gasolina pesada o gasolina HOUK, Aceite de Reciclo Liviano (ARL), Aceite de
Reciclo Pesado (ARP), y un producto de fondo llamado Lodoso.
Parte de los productos de cabecera son condensados, pero un alto porcentaje
de los mismos se mantiene en la fase vapor. Estos vapores deben ser
comprimidos y en parte condensados a una mayor presión en la sección de
recontacto, para separar el agua de los hidrocarburos líquidos y gaseosos, y así
ser alimentados a la Planta de Gas N°2 (PG-2), (véase el apéndice D).
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La carga de la PG-2 es variada y está constituida principalmente por
propano/propileno (PP), butano/butileno (BB), componentes más pesados (C5+)
y H2S. El objetivo de la planta es el de recuperar la mayor cantidad de los
productos de esta carga, permitiendo que los componentes livianos (C2-) pasen
al sistema de gas combustible de la refinería (véase el apéndice E).
La Planta de Gas Nº2 cumple este objetivo mediante tres torres (véase la figura
1.3):
Absorbedora (C-1): Es la torre que absorbe los productos livianos
provenientes del tope de la fraccionadora principal de la planta de Craqueo
Catalítico y genera como productos una corriente de tope denominada Gas
Seco y por el fondo sale una corriente que alimenta a la torre
desbutanizadora.
Desbutanizadora (C-2): En esta columna se estabiliza la gasolina LCC al
separarse los componentes más livianos, la corriente de gasolina sale por el
fondo y por el tope se obtiene una mezcla de PP y BB, la cual es enviada a
la torre despropanizadora.
Despropanizadora (C-4): La función de esta torre es fraccionar el producto
de tope de la torre C-2 en dos corrientes específicas: una de
propano/propileno (PP), que sale por el tope y es enviada a la planta
productora de propileno grado polímero PROFALCA (previamente tratada en
la planta Dietanolamina (DEA)) y otra de butano/butileno (BB) que es el
producto de fondo de la torre y alimenta a la planta de alquilación.
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1.8 TÉRMINOS BÁSICOS Y VARIABLES ASOCIADAS AL PROCESO.
A continuación se describen los términos básicos que están involucrados en el
proceso de Craqueo Catalítico Fluidizado [5]:
Aceite de Retención: aceite de reciclo liviano o gasolina HOUK, introducido
en la sección del tope de la columna Absorbedora para absorber los
componentes pesados que pueda contener el gas seco.
Aceite Pobre: gasolina liviana del fondo de la torre Desbutanizadora,
introducida a la columna Absorbedora para recuperar el PP y el BB de la
corriente de vapores del tope.
Actividad del catalizador: se define como la capacidad del catalizador para
convertir una cantidad determinada de carga en productos más livianos, a
ciertas condiciones de operación. El resultado de esta prueba se denomina
microactividad (MAT) y se expresa como la conversión, en porcentaje en
peso, de la carga utilizada en el análisis.
Asfaltenos: sustancias heterocíclicas que contienen azufre, oxígeno,
nitrógeno y metales, cuyos pesos moleculares están en el rango de 900 a
3000, y mayores. Son potentes precursores de coque.
Carbón en el catalizador: porcentaje en peso del carbón adherido al
catalizador
usado
regenerado.
Es
el
remanente
al
despojar
los
hidrocarburos pesados del coque en el despojador.
Chorros: nombre por el que se conocen los destilados de las unidades de
alto vacío.
Ciclones: recipientes cilíndricos de fondo cónico que se usan para separar el
catalizador de vapores mediante fuerza centrífuga. Los ciclones se usan
indistintamente en serie (etapas) o en paralelo (grupos). Cuando éstos
trabajan con líquidos, generalmente se denominan hidrociclones.
Combustión secundaria: oxidación de monóxido a dióxido de carbono, que
toma lugar en la fase diluida del regenerador, dando por resultado altas
temperaturas en esta región del regenerador con el consiguiente peligro
para el equipo.
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Conversión: transformación de la carga en productos valiosos por medio de
reacción química. Se expresa como porcentaje en peso de productos
respecto a la carga total. Para el caso de la conversión corregida, se
requiere un balance de masa sin errores, no se toman en cuenta los gases
N2, CO, CO2, O2 por ser arrastrados desde el regenerador.
Craqueo: desintegración de moléculas por la acción de la temperatura, con o
sin la presencia de un catalizador.
Desecho: producto líquido fuera de especificación, reprocesado para
recuperarlo como producto comercial.
Fase densa: alta concentración de catalizador en estado de fluidez en el
inferior de los envases reactor, regenerador y despojador.
Hidrógeno en el coque: porcentaje en peso de hidrógeno presente en el
coque, y se encuentra en el rango de 6 a 9% en peso.
Indice antidetonante (IAD): es la semisuma del número de octano obtenido
por RON y el número de octano obtenido por MON, para que cumpla con la
especificación requerida de cada motor.
Indice de contaminación: indicación del porcentaje de metales adheridos al
catalizador como resultado de la reacción de desintegración catalítica.
Inertes: gases tales como N2, CO2, CO, O2, etc., arrastrados por el
catalizador regenerado al reactor y que forman parte de los gases secos que
se producen por la parte superior de la torre de absorción de la PG-2.
Inventario del catalizador: contenido de catalizador fijo de los recipientes que
integran la sección de reacción, ayuda a mantener el balance de presión de
la unidad y la circulación de catalizador a través de la misma.
Lecho: secciones más bajas de los envases reactor/regenerador/ despojador
donde las partículas de catalizador pueden moverse libremente, debido a la
fluidización por medio de gas o vapor.
Pote de ascenso (liftpot): pequeño envase en la parte inferior de los tubos
elevadores
reactor/despojador
que
permite
una
adecuada
mezcla
catalizador/aceite y vapor/catalizador.
Rata de circulación del catalizador (CCR): flujo de catalizador que circula
entre los recipientes de la sección de reacción de la Unidad de
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Desintegración Catalítica. Es un indicador de la severidad de la operación,
ya que determina directamente la relación catalizador/aceite. Se expresa en
t/min.
Reciclo: producto del mismo proceso, reintroducido en el reactor. El reciclo
reduce la presión parcial de la alimentación fresca en el reactor, decreciendo
el tiempo de contacto entre la alimentación fresca y el catalizador.
Generalmente, se recicla para diluir cargas muy viscosas disminuyendo la
formación de coque; así mismo, cuando la alimentación es baja, también
puede utilizarse reciclo para mantener la temperatura del reactor.
Relación catalizador/aceite: es el cociente de la rata de circulación del
catalizador y la carga total a la planta. Es un parámetro adimensional y
determina la severidad de la operación de craqueo.
Relación CO2/CO: razón que indica el grado de combustión en el
regenerador.
Rendimiento: porcentaje de la carga que se transforma en un producto
determinado.
Riser: en general, un riser es una tubería por la cual fluye catalizador. En la
Unidad de Desintegración Catalítica, el riser es el tubo elevador del reactor,
por el cual se introduce la carga a la planta y en el cual ocurren la mayor
parte de las reacciones de craqueo.
Severidad: indica la intensidad de la operación de craqueo, basada en la
relación catalizador/aceite y en la temperatura del riser, principalmente.
Sobrecraqueo: craqueo de productos valiosos, que son degradados a gas
seco y olefinas livianas. Se produce por el contacto de los vapores de
producto con catalizador, bien sea por retromezclado, por separación
ineficiente del catalizador o por un tiempo de residencia muy alto.
Tiempo de contacto Catalizador/Aceite: lapso durante el cual el catalizador
permanece en contacto con la carga, en la reacción de craqueo.
Tiempo de residencia: tiempo promedio que el catalizador permanece en el
lecho fluidizado o en el tubo elevador. Se calcula dividiendo el inventario del
catalizador entre la rata de circulación de éste.
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1.9 PRUEBAS DE LABORATORIO SEGÚN LAS NORMAS A.S.T.M.
Todos los ensayos de laboratorio realizados durante las evaluaciones de los
procesamientos de naftas, están regidos por las normas A.S.T.M (American
Society of Testing Materials) que a continuación se mencionan [7]:
Destilación.
La curva de destilación refleja en cierto sentido la composición del producto
y permite deducir ciertas conclusiones sobre la distribución de los
hidrocarburos en la muestra. La prueba de destilación A.S.T.M es aplicada a
productos livianos por encima del kerosén y a productos más pesados tales
como el gasoil y el fuel oil.
Método de prueba estandarizado para la destilación de productos
derivados del petróleo a presión atmosférica (D-86).
Este método comprende la destilación atmosférica de productos derivados
del petróleo y requiere del uso de una unidad de destilación por carga,
para determinar cuantitativamente el rango de ebullición característico de
tales productos. Este método no es aplicable a productos que contengan
cantidades apreciables de material residual.
Método de prueba estandarizado para la destilación de productos
derivados del petróleo a presión reducida (D-1160).
Este método comprende la determinación, a presión reducida, del rango
de puntos de ebullición de productos derivados del petróleo que pueden
ser parcialmente o completamente vaporizados a una temperatura máxima
del líquido de 400°C.
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Método de prueba estandarizado para determinar la composición
química de los gases por espectrometría de masa (D-2650).
Este método consiste en realizar el análisis cuantitativo de gases, y
proporciona información del contenido de componentes como hidrógeno,
hidrocarburos con más de seis átomos de carbono por molécula, monóxido
de carbono, dióxido de carbono, mercaptanos con uno o dos átomos de
carbono por molécula, sulfuro de hidrógeno y aire (nitrógeno, oxígeno y
argón).
Método de prueba estandarizado para la determinación de níquel,
vanadio, hierro y sodio en el crudo y combustibles residuales por
medio de espectrometría de absorción atómica (D-5863).
Esta prueba está regida por dos métodos: uno que es usado para analizar
una muestra que se descompone con ácido para determinar el contenido de
Ni, Va y Fe; el otro método se usa para analizar una muestra que es diluida
con un solvente orgánico para determinar el contenido de Ni, Va y Na. Los
metales contribuyen a la desactivación del catalizador.
Método de prueba estandarizado para determinar la gravedad API de
un crudo y productos derivados del petróleo (D-287).
Esta prueba comprende la determinación, por medio de un hidrómetro de
vidrio, de la gravedad API de crudos y productos derivados del petróleo
normalmente manejados como líquidos y que tienen un RVP de 26 Psi o
menos. Las gravedades son determinadas a 60°F (15.56°C) o convertidas a
valores a 60°F por medio de tablas estándar. La determinación de la
gravedad es necesaria para la conversión de volúmenes medidos a
volúmenes a la temperatura estándar (60°F).
La gravedad API es una
escala especial de gravedad adoptada por el American Petroleum Institute
(API) y es principalmente usada para hidrocarburos líquidos. Además la
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gravedad es un factor que gobierna la calidad del crudo, sin embargo, en los
productos derivados del petróleo la gravedad no es un indicativo de su
calidad.
Método de prueba estandarizado para determinar la viscosidad
cinemática de líquidos transparentes y opacos (D-445).
Esta prueba especifica un procedimiento para determinar la viscosidad
cinemática de un producto del petróleo líquido, tanto transparente como
opaco, midiendo el tiempo que tarda un líquido en fluir para un volumen
dado, bajo gravedad, a través de un viscosímetro de vidrio calibrado. La
viscosidad cinemática es la viscosidad dividida por la densidad a la misma
temperatura.
Método de prueba estandarizado para determinar el punto de
inflamación (D-93).
Esta prueba consiste en la determinación del punto de inflamación de
productos de petróleo en el rango de temperatura de 40°C a 360°C, por
medio del analizador de copa cerrada Pensky-Martens. El punto de
inflamación de un producto derivado del petróleo es la temperatura a la cual
se produce suficiente vapor inflamable para que se encienda.
Método de prueba estandarizado para determinar el punto de anilina
de productos de petróleo (D-611).
Esta prueba es de gran utilidad para la caracterización de hidrocarburos
puros y en el análisis de mezclas de hidrocarburos. Los hidrocarburos
aromáticos presentan el punto de anilina más bajo, mientras que los
parafínicos presentan los valores más altos. Los puntos de anilina de las
cicloparafinas y las olefinas están comprendidos entre los correspondientes
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a los aromáticos y las parafinas. En series homólogas el punto de anilina se
incrementa con el aumento del peso molecular.
Método de prueba estandarizado para determinar el color A.S.T.M de
productos de petróleo (D-1500).
Este método comprende la determinación visual del color de una amplia
variedad de productos de petróleo, y se basa en comparar el color obtenido
de la muestra con el correspondiente a unos discos de vidrio coloreados, los
cuales se utilizan como referencia en la prueba y cuyos valores están en el
rango de 0.5 a 8.0. En algunos casos el color puede servir de indicativo del
grado de refinación del material, sin embargo el color no siempre es una
guía confiable en la calidad de los productos, es por eso que no debería ser
usado como factor determinante en la especificación del producto.
Método de prueba estandarizado para determinar el residuo de Carbón
Conradson en productos de petróleo (D-189).
Este método determina la cantidad de residuo de carbón presente en el
producto después de ser sometido a evaporación o pirólisis, y brinda una
idea de la tendencia que tiene el producto a formar coque.
Método de prueba para determinar la estabilidad a la oxidación de la
gasolina (D-525).
Esta prueba consiste en determinar la estabilidad que presenta la gasolina
bajo condiciones aceleradas de oxidación, se expresa mediante el período
de inducción, el cual da una idea de la tendencia de la gasolina a formar
goma.
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Método de prueba estandarizado para determinar la goma existente en
los combustibles (D- 381).
Esta prueba ayuda a determinar la goma existente en la gasolina de motor,
lo cual es importante ya que un alto contenido de goma puede ocasionar
deposiciones en el sistema de inducción y atascamientos en las tomas de
válvulas.
Método de prueba estandarizado para determinar el azufre en
productos de petróleo por espectrometría rayos-X (D-2622).
Esta prueba abarca la determinación del contenido de azufre en productos
líquidos y sólidos que puedan ser licuados con moderado calor o disueltos
con un solvente orgánico apropiado. Dos consecuencias bien conocidas de
los compuestos de azufre son la corrosión de las partes metálicas del
sistema de combustión y el efecto indeseable sobre la estabilidad del color
en los productos de petróleo. La presencia de los compuestos de azufre
reduce también la susceptibilidad del plomo de las gasolinas y aumenta la
tendencia que tienen las cargas a formar coque.
Método de prueba estandarizado para determinar el punto de fluidez
Este método analiza la fluidez de un combustible a una temperatura
específica. Esta determinación representa un índice de la temperatura más
baja a la que el combustible es de utilidad para ciertas aplicaciones. El punto
de fluidez de una base parafínica es mayor al correspondiente de una
nafténica.
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Método de prueba estandarizado para determinar la presión de vapor
La presión de vapor Reid es determinada bajo este método, el cual es
aplicable para muestras con puntos de ebullición superior a los 0°C (32°F) .
La presión de vapor es una propiedad muy importante en la volatilidad de los
líquidos.
Método de prueba estandarizado para determinar el contenido de
nitrógeno presente en hidrocarburos líquidos (D-4629).
Esta prueba comprende la determinación del nitrógeno básico presente en
hidrocarburos
líquidos
que
están
en
el
rango
de
ebullición
de
aproximadamente 50°C a 400°C, con una viscosidad entre 0.2 cSt y 10 cSt.
Es importante para el control de compuestos de nitrógeno en productos
finales. El nitrógeno básico es el nitrógeno capaz de reaccionar con una
solución de ácidos acético y perclórico, ocasionando la desactivación
temporal del catalizador.
Método de prueba para determinar el contenido de mercaptanos en
gasolina, kerosén, combustibles destilados (D-3227).
Esta prueba se realiza por potenciometría y la presencia de compuestos
como sulfuros y disulfuros no interfieren en el análisis, pero el sulfuro de
hidrógeno interferirá si no es removido.
Método de prueba estandarizado para determinar el Research Octane
Number RON (D-2699).
Es otra medida del octanaje de la gasolina. La intensidad detonante que
presenta el combustible muestra, es comparada con una o más mezclas de
combustible de referencia. El número de octano de dicha mezcla que
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concuerda con la intensidad detonante del combustible muestra, establece
el Research Octane Number. El RON es usado por las manufactureras de
motor, los refinadores de petróleo y comerciantes como medida de
especificación del motor. Los números del RON son más altos que los del
MON.
Método de prueba estandarizado para determinar el Motor Octane
Number MON (D-2700).
Constituye una medida del poder antidetonante de la gasolina analizada. El
principio básico es el mismo al empleado para determinar el RON pero se
trabaja a condiciones mucho más severas (más revoluciones del motor
donde se realiza la prueba).
Método de prueba estandarizado para el cálculo del Índice de Cetano
(I.C) de combustibles destilados (D-976).
Este método representa un medio para estimar el número de cetano
A.S.T.M para combustibles destilados a partir de la gravedad API y del punto
de ebullición. El uso de combustible con I.C alto se traduce en encendidos
más fáciles a bajas temperaturas, la combustión será más suave, menos
generación de olores y menos depósitos. Esta prueba A.S.T.M mide la
calidad de ignición de los combustibles diesel.
Método de prueba para determinar el índice de refracción de
hidrocarburos líquidos (D-1218).
El índice de refracción es una propiedad física fundamental que puede ser
usada en conjunto con otras propiedades para caracterizar hidrocarburos
puros y sus mezclas.
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Método de prueba para determinar el número ácido en la muestra (D974).
El número ácido viene expresado como la cantidad de base en miligramos
de hidróxido de potasio por gramo de muestra que se requiere para tratar
dicha muestra a un punto final específico. Es de gran uso para determinar la
cantidad de compuestos ácidos que pueden estar presentes por medio del
tratamiento con bases.
1.10 ANTECEDENTES DEL TRABAJO.
1.10.1 Procesamiento de la Nafta Pesada del Delayed Coker (HCN).
En Marzo del año 2000 se realizó la primera prueba del procesamiento de
cargas no convencionales en el reactor de CCU, por lo que se incorporaron a la
unidad 700 toneladas de Nafta Pesada (HCN) proveniente de la Unidad de
Coquificación Retardada (DCU), a través de la boquilla inferior del tubo elevador
del reactor de CCU. Para tal evaluación se consiguió un incremento en los
rendimientos de olefinas, ARL y diluentes a expensas de una disminución de
gas seco y gasolinas, con respecto al caso base sin procesamiento de HCN a la
salida del reactor de CCU (véase la tabla 1.1) [8].
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Tabla 1.1
Rendimientos de reacción en el caso de la HCN [8].
Productos de reacción
∆ rend (%p)(*)
Gas Seco
- 0.27
Coque
+ 0.02
PP
+ 0.14
BB
+ 0.08
Gasolinas
- 1.65
ARL
+ 0.52
Diluentes
- 1.15
(*) El delta de rendimientos corresponde a la diferencia entre los resultados obtenidos con el
procesamiento de HCN versus los resultados obtenidos sin procesar HCN.
1.10.2 Procesamiento de la Nafta de Desecho (LPD).
En Junio del mismo año se llevó a cabo la segunda evaluación de este tipo de
operación, pero en esta oportunidad se procesó Nafta de Desecho (LPD), la
cual se realizó comparando los rendimientos y calidades obtenidas con el
procesamiento de nafta de desecho vía reactor versus los rendimientos y
calidades que se obtienen al procesar la misma vía fraccionadora; se pudo
observar un efecto temprano de desactivación de catalizador, debido a que se
obtuvo un marcado incremento en el rendimiento de los diluentes y una
disminución en el ARL (véase la tabla 1.2) [9].
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Tabla 1.2
Rendimientos de reacción para el caso de la LPD [9].
Productos de reacción
∆ rend (%p)(*)
Gas Seco
- 0.04
Coque
+ 0.16
PP
- 0.13
BB
+ 0.01
Gasolinas
+ 0.05
ARL
- 1.21
Diluentes
+ 1.17
procesamiento de LPD versus los resultados obtenidos sin procesar LPD.
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Este trabajo se llevó a cabo en PDVSA–Centro de Refinación Paraguaná
(CRP), ubicado en la ciudad de Punto Fijo, estado Falcón; específicamente en
la Unidad de Craqueo Catalítico del CRP Cardón.
El propósito de este Trabajo de Grado fue la evaluación del impacto del
procesamiento de cargas no convencionales en el reactor de la Unidad de
Craqueo Catalítico (CCU) DEL CRP–CARDON. Para ello, se procesaron dos
tipos de nafta: nafta Liviana del Delayed Coker (LCN) y nafta Full Range (NFR)
de CCU.
En esta sección se describirá la metodología utilizada para dicho propósito, tal
como se indica a continuación:
2.1 VISUALIZACIÓN DE LAS FACILIDADES REQUERIDAS PARA ENVIAR
LAS NAFTAS HASTA EL REACTOR DE CCU.
En esta fase se analizaron todas las posibilidades de alineación de la nafta en
estudio desde su lugar de origen o almacenamiento, hasta el reactor de CCU.
Para ello se tomaron en cuenta los siguientes aspectos:
Propiedades de la nafta.
Disponibilidad de inventario de la nafta.
Capacidad de almacenamiento en tanques.
Disposición de las líneas para efectuar el ruteo de la nafta.
Facilidades de bombeo para llevar a cabo la transferencia de la nafta.
Tomando en cuenta los factores mencionados anteriormente, para el caso del
procesamiento de la LCN se utilizaron las facilidades instaladas para almacenar
dicho producto en los tanques del bloque A3. Para ello se transfirieron 6.0 Mb
(650 ton) de LCN desde la Unidad de Coquificación Retardada (DCU) al tanque
A3-04, de allí se transfirió el producto hacia el tanque A3-10 por medio de la
bomba GA-39 del bloque A3 y posteriormente a CCU a través de la bomba P-17
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de las tratadoras de gasolina. En el caso de procesamiento de la NFR, se llevó
a cabo el mismo procedimiento de alineación, transfiriendo 4.9 Mb (585 ton) de
NFR desde CCU al tanque A3-04 (véase la figura 2.1).
2.2 ELABORACIÓN DE LOS SUMARIOS OPERACIONALES.
Un sumario operacional (corrida de prueba)consiste en evaluar una unidad de
proceso incluyendo sus sistemas principales, con el objetivo de determinar su
comportamiento frente a una variación en sus condiciones operacionales, o
bien, conocer las limitaciones de la unidad (basándose en las calidades y
rendimientos de los productos) para un caso específico. La realización de un
sumario operacional contempla tomar muestras de las cargas de alimentación y
de los productos, luego enviarlas al laboratorio para que éste realice los análisis
pertinentes, realizar los cálculos de procesos requeridos y poder así discutir y
concluir respecto al punto de interés.
Los sumarios operacionales se llevaron a cabo en un período comprendido de
tres días durante los cuales se procesaron las naftas de interés en la boquilla
inferior del tubo elevador (BEFN) del reactor de CCU. Actualmente, la carga de
UVGO/DVGO al reactor de CCU se introduce a través de las cinco(5) boquillas
radiales (SEFN) ubicadas en la zona intermedia del tubo elevador del reactor,
permitiendo la facilidad para incorporar corrientes externas por la BEFN.
Antes de hacer una corrida de prueba (sumario operacional), se deben revisar
las condiciones operativas de la unidad, condiciones mecánicas y la calidad de
la carga, para asegurar que ellas cumplan con los requerimientos de la prueba.
Algunas de las consideraciones que se deben tomar en cuenta son las
siguientes [2]:
El funcionamiento de la unidad no debería estar limitado por problemas
mecánicos tales como: pérdida excesiva de catalizador, pobre regeneración
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del catalizador, problemas con la fraccionadora principal o planta de gas,
dificultades con el soplador de aire o compresor de gas, etc.
La calidad del catalizador de equilibrio en el inventario circulante deberá ser
normal. No debería estar desactivado y/o contaminado por metales debido a
un desperfecto de la Unidad de Craqueo Catalítico Fluidizado (FCCU) o
alguna unidad proporcionando carga a la FCCU, como la unidad de vacío.
Todos los cambios operacionales requeridos por las condiciones de prueba
de la unidad, deben ser hechos al menos 48 horas antes de que empiece la
prueba.
2.3 RECOPILACIÓN DE LAS VARIABLES DE PROCESOS DURANTE LA
ELABORACIÓN DE LOS SUMARIOS OPERACIONALES.
2.3.1 Condiciones Operacionales (PI).
Una vez realizados los sumarios operacionales se procedió a recopilar todos los
datos de procesos requeridos a través del sistema PI (Plant Information). Esta
herramienta es un programa de aplicación que funciona en ambiente Windows®
que permite observar a través de una interfase con el programa Excel de
Microsoft el valor de la variable de proceso, punto de ajuste o valor de
operación asociado al TAG de cualquier instrumento instalado en planta, en un
intervalo de tiempo definido por el usuario. La interfase con Excel permite
utilizar todas las aplicaciones y herramientas que ofrece este programa. Las
señales registradas en el PI provienen del computador central de CCU.
El sistema PI requiere como datos de entrada lo siguiente:
El TAG de la variable de proceso a analizar.
El intervalo de tiempo en el que se va a promediar el valor de la variable.
Por último se debe indicar la celda donde va a ser reflejado el valor
deseado.
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La información suministrada por el PI fue recopilada en una hoja de cálculo para
su posterior uso en los cálculos a realizar en la unidad de reacción y en el
balance de masa y calor; condensa todas las condiciones operacionales bajo
las cuales se operó durante la realización de los sumarios para un tiempo
promedio de seis (6) horas por día.
2.3.2 Resultados de laboratorio (SIMP)
El Sistema Integrado de Movimientos de Petróleo (SIMP) es una herramienta
creada por Intesa Manufactura y Mercadeo con la finalidad de facilitar el
monitoreo de los diferentes movimientos realizados dentro del Centro de
Refinación Paraguaná. Posee una interfaz gráfica que permite accesar a una
base de datos para la consulta de transferencias, embarques, características de
tanques, cierres de inventarios, análisis de laboratorios, etc.
Por medio del SIMP se pudo recopilar los resultados de los diferentes análisis
de laboratorio las cargas de alimentación y los productos de CCU. La
información proporcionada por el SIMP consistió en las cromatografías
realizadas a los gases tope del regenerador, las curvas de destilación de las
cargas y productos, así como también la caracterización de cada uno de ellos,
en cuanto a propiedades, composición de los principales componentes, etc.
2.4. CÁLCULO DEL BALANCE DE CALOR EN LA ZONA DE REACCIÓN.
Para garantizar la consistencia energética de los sumarios operacionales
realizados, es imprescindible calcular el balance de calor en la zona de reacción
a través de una hoja en Microsoft – Excel. Los pasos requeridos son:
2.4.1 Cálculo del rendimiento de coque.
A partir del valor del flujo húmedo del aire que va al regenerador, el cual fue
suministrado por el sistema PI y con el análisis de la cromatografía de los gases
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del tope del regenerador tomados del SIMP, se procedió a realizar el cálculo
del coque producido en la unidad y a partir de éste se pudo determinar el
porcentaje de hidrógeno presente en el coque. Para determinar el coque
producido en la unidad fue necesario realizar otros cálculos intermedios, cuyas
fórmulas se derivan de las Prácticas de Diseño de PDVSA y a continuación se
mencionan [10]:
Agua contenida en el aire que va al regenerador en t/d.
Aire seco que va al regenerador en t/d.
Flujo de gases del tope del regenerador en tmol/d.
Oxígeno presente en el aire seco que va al regenerador en tmol/d.
Oxígeno presente en los gases del tope del regenerador en tmol/d.
Oxígeno consumido en tmol/d.
Agua formada por combustión en tmol/d.
Cantidad de carbón presente en los gases del tope del regenerador en t/d.
Cantidad de hidrógeno presente en los gases del tope del regenerador en
t/d.
El porcentaje de coque producido, no es más que la suma de la cantidad de
coque e hidrógeno presentes en los gases del tope del regenerador y el
hidrógeno presente en el coque se consigue dividiendo la cantidad de
hidrógeno en t/d entre el coque producido en t/d, multiplicando lo obtenido por
cien (100).
2.4.2 Estimación de la temperatura del lecho del despojador.
Para realizar la estimación de la temperatura del lecho del despojador se hizo
uso de las correlaciones empíricas de las Prácticas de Diseño de PDVSA, la
cual se basó principalmente en el flujo total de los vapores de despojamiento y
la tasa de circulación de catalizador. El valor obtenido por medio del cálculo se
comparó con el registrado en los instrumentos instalados en planta (PI) [10].
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2.4.3 Corroboración de la tasa real de circulación del catalizador.
En este caso se procedió a determinar la tasa de circulación del catalizador en
el despojador, haciendo uso de las correlaciones empíricas de las Prácticas de
Diseño de la empresa, y por ser material confidencial no se detallan. Para
corroborar el valor obtenido, se comparó el mismo con el suministrado por el
sistema PI [10].
2.5 ELABORACIÓN DEL BALANCE DE MASA DE LA UNIDAD.
El balance de masa se realizó en una hoja de cálculo en Excel para cada uno
de los sumarios operacionales elaborados para evaluar el procesamiento de
cada nafta. Para ello se tomaron en cuenta todos los flujos de las corrientes de
alimentación a la entrada de la unidad y los correspondientes a los productos de
reacción obtenidos a la salida de CCU. Ambas corrientes (entrada y salida),
fueron conciliadas en función al total de la carga de alimentación a la unidad.
2.6 CÁLCULO DE LOS RENDIMIENTOS Y CONVERSIÓN DE REACCIÓN.
Este cálculo requiere determinar en primer lugar el rendimiento en toneladas de
cada uno de los componentes que conforman las corrientes de entrada1 y salida
de la unidad, haciendo uso de una hoja de cálculo elaborada en Excel. De cada
componente (C1, C2´s, C3´s, C4´s , H2, H2S, inertes y coque) se necesita
conocer su composición en peso, además del porcentaje en peso de las
fracciones pesadas de hidrocarburo presentes en cada corriente que se
caracterizan según su punto de ebullición verdadero (TBP)2 [10].
1
Sólo se toman en cuenta las corrientes externas de alimentación (gases de baja presión,
gases C3/C4 de PG-1, olefinas de Amuay, procesamiento de desecho a la fraccionadora).
2
Para realizar esta caracterización se hizo una conversión de los valores de la curva de
destilación ASTM D-86 y D-1160 a TBP, según correlaciones de Shell, y luego se interpoló para
conseguir los valores correspondientes al corte deseado.
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El cálculo matemático del rendimiento en toneladas de cada uno de los
componentes presentes en las corrientes se rige bajo la siguiente fórmula:
Rendimiento (ton)i = ( ∑ %pij * Fj
- ∑ %pik * Fk )/ 100 donde;
i = componentes presentes en cada corriente.
j = corrientes de salida de la unidad.
k =corrientes externas de alimentación.
%pij=composición en peso del componente i en las corrientes de salida j.
%pik=composición en peso del componente i en las corrientes externas de
alimentación.
Fj= flujo en t/d de las corrientes de salida.
Fk= flujo en t/d de las corrientes externas de alimentación.
En base a los rendimientos en toneladas calculados, se procedió a determinar
los rendimientos y conversión de reacción en %p como se menciona a
continuación:
Los productos se agruparon en corrientes de la siguiente manera:
-
Gas Seco/Coque: Gas Seco + Coque.
-
PP: PP.
-
BB: BB.
-
Gasolinas: LCC + HOUK.
-
ARL: ARL.
-
Diluentes: ARP + Lodoso.
Para determinar los rendimientos de reacción (%p), se dividieron los flujos
corregidos para el balance de masa correspondientes a cada corriente3 (t/d)
entre el total de carga procesada (t/d); y luego el resultado obtenido fue
3
Si la corriente está conformada por más de un producto se toma en cuenta la suma de los
flujos.
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multiplicado por cien (100). Luego se corrigieron los rendimientos de cada
corriente en función al contenido de inertes presentes.
La conversión de reacción (%p) es la suma de las cuatro primeras corrientes
(Gas Seco/Coque, PP, BB y Gasolinas).
2.7 CÁLCULOS EN LA ZONA DE REACCIÓN.
Para conocer con más detalle el impacto que tiene el procesamiento de las
naftas en la zona de reacción, se calcularon las variables y parámetros
principales en cada uno de los envases (reactor, despojador y regenerador), por
medio de correlaciones empíricas de las Prácticas de Diseño de PDVSA, que
como se dijo anteriormente, no se pueden mostrar por ser material confidencial
de la empresa. En cada caso, se calcularon los siguientes parámetros [10] ,[11]:
En el reactor:
Velocidad superficial del gas a la salida del riser: es función del flujo
volumétrico de gases y del área del riser.
Caída de presión en el riser: es función de el flujo de sólidos y de gases en
el riser, de la densidad de los gases y del catalizador y de la longitud del
riser.
Velocidad del gas a la entrada de los ciclones primarios: es función del flujo
volumétrico de gases y del área a la entrada de los ciclones primarios.
Velocidad del gas a la entrada de los ciclones secundarios: es función del
flujo volumétrico de gases y del área a la entrada de los ciclones
secundarios.
En el despojador:
Hidrógeno en el coque: es función básicamente de la temperatura del lecho
del despojador.
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Vapor de despojamiento: es función de los flujos de los vapores
de
despojamiento y de la rata de circulación de catalizador en el despojador.
Velocidad superficial del gas: es función del flujo de los vapores de
despojamiento, del área efectiva del despojador y de la densidad del gas.
Velocidad a la entrada de los ciclones: es función del flujo volumétrico de los
gases y del área en la entrada de los ciclones.
En el regenerador:
Velocidad superficial del gas: es función del flujo volumétrico de los gases
del tope del regenerador y del área de éste.
Eficiencia en el lecho del regenerador: es función principalmente del coque
quemado, del porcentaje de hidrógeno en el coque, de la presión en la fase
diluida del regenerador y del porcentaje de coque sobre el catalizador
regenerado.
Densidad promedio del lecho: es función principalmente de la velocidad
superficial del gas.
Caída de presión normalizada: es función de la presión de descarga del PB1B y del flujo de succión de aire al PB- 1B, entre otras variables.
Velocidad a la entrada de los ciclones primarios: es función del flujo
volumétrico de los gases del tope del regenerador y del área a la entrada de
los ciclones primarios.
Velocidad a la entrada de los ciclones secundarios: es función del flujo
volumétrico de los gases del tope del regenerador y del área a la entrada de
los ciclones secundarios.
2.8
EVALUACIÓN
DE
LOS
BENEFICIOS
ECONÓMICOS
POR
EL
PROCESAMIENTO DE NAFTAS EN EL REACTOR DE CCU.
Con la finalidad de conocer el impacto económico por el procesamiento de las
naftas, se realizó un balance económico que refleja el beneficio que trae
consigo procesar cada nafta; además se incluye en el balance las dos naftas
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anteriormente procesadas (HCN y LPD) para comparar y visualizar el efecto
neto de cada procesamiento. Los precios de los productos de CCU fueron
tomados de la Estrategia Operacional del CRP correspondiente a Enero del
año 2001. No fueron incluidos en este informe por ser información estrictamente
confidencial.
A partir de los delta de rendimientos4 en ton/d correspondientes a cada
procesamiento de nafta y con el costo de cada producto en $/ton se obtuvo el
beneficio neto en $/d, multiplicando ambos parámetros. Luego dividiendo los $/d
de cada procesamiento entre las ton/d de nafta procesada, se consiguió los
$/ton de nafta para cada caso.
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El delta de rendimientos es la diferencia de los rendimientos en toneladas de cada producto
correspondiente al día con procesamiento de nafta y al día sin procesamiento de nafta.
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Este capítulo hace referencia a la discusión de los resultados obtenidos durante
la realización del trabajo; y a partir de ellos, establecer las respectivas
conclusiones y recomendaciones.
3.1 ELABORACIÓN DE LOS SUMARIOS OPERACIONALES.
Durante el procesamiento de las dos naftas no se observaron perturbaciones en
la zona de reacción, manteniéndose la temperatura de reacción a máxima
severidad en 530°C.
3.1.1 Procesamiento de la LCN.
El procesamiento de la nafta liviana se llevó a cabo en el período comprendido
entre el 02 y el 04/10/00 y se desarrolló como sigue a continuación:
El 02/10/2000 se realizó un sumario operacional de CCU sin procesamiento
de LCN. Luego, a las 10:30 am de ese mismo día, se comenzó a admitir
LCN a la BEFN del reactor de CCU a una tasa inicial de 80 t/d.
Durante los días 02 – 03/10/2000, se aumentó el procesamiento de LCN en
la BEFN del reactor de CCU hasta aproximadamente 210 – 220 t/d.
El 04/10/2000 se realizó el segundo sumario operacional de CCU a una tasa
de 216 t/d de procesamiento de LCN.
El procesamiento de LCN en CCU concluyó el 06/10/00 a las 05:00 pm
aproximadamente, luego de completarse el inventario de LCN recibido en el
tanque A3-04.
Cabe destacar que durante estos sumarios operacionales no se alineó LCN
desde el tanque A3-10 hacia la torre fraccionadora (plato 4 o al reflujo
intermedio inferior), sino únicamente a la boquilla inferior del tubo elevador del
reactor de CCU, principalmente por dos razones:
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Evitar el incremento de azufre en las gasolinas catalíticas LCC-HOUK
debido al contenido de azufre en la LCN (0.67%p). Durante las pruebas se
permitió un valor máximo de 0.15%p en la gasolina LCC a la salida de TG-2
(rango típico de 0.06–0.10%p) y contenido de azufre resultante en la
gasolina HOUK (rango típico de 0.22–0.26%p). Estos valores están referidos
al azufre típico en la carga combinada a CCU (1.10–1.20%p).
Aumentar los rendimientos de olefinas (PP/BB) por el recraqueo de la
fracción parafínica de la LCN.
3.1.2 Procesamiento de la NFR.
Para el caso del procesamiento de la NFR, el procedimiento a seguir durante el
día 25/10/2000 fue el siguiente:
Se tomó como referencia para el caso base sin procesamiento de nafta al
sumario operacional realizado el 02/10/2000.
El 25/10/2000 se llevó a cabo el segundo sumario operacional con
procesamiento de la NFR. No se observaron perturbaciones en la zona de
reacción, manteniéndose la temperatura de reacción a máxima severidad en
530°C.
El procesamiento de la NFR en la BEFN del reactor de CCU se mantuvo a
una tasa de 195 t/d.
Es importante mencionar que en este caso, se alineó NFR a la fraccionadora
debido a que esta nafta no presenta las limitaciones que posee la LCN;
básicamente en cuanto a contenido de azufre se refiere.
3.2 CONDICIONES OPERACIONALES.
A continuación se discuten las condiciones operacionales registradas durante la
realización de los sumarios operacionales, para cada uno de los casos de
naftas procesadas:
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
52
3.2.1 Para el caso del procesamiento de LCN.
Durante el procesamiento de la LCN, fue necesario maximizar la circulación de
catalizador en la zona de reacción de 48.0 t/min a 48.8 t/min para mantener
constante la temperatura de salida del tubo elevador del reactor a su valor
máximo, disminuyendo la temperatura de salida del horno F-1 desde 387.1°C
hasta 385.2°C. Esto aumentó la severidad del proceso por una mayor relación
catalizador/aceite.
La temperatura de salida del tubo elevador del reactor se mantuvo a máxima
severidad en 530.0°C. El modo de fraccionamiento en la unidad fue de máxima
gasolina HOUK, lo cual significa que la temperatura de tope de la fraccionadora
se ajusta para maximizar la producción de gasolina HOUK.
La temperatura del lecho del despojador se mantuvo (525.3-525.4ºC);
igualmente la del lecho del regenerador (663.0-663.1ºC). El flujo de aire al
regenerador se incrementó ligeramente con el procesamiento de LCN (50695081 t/d).
No se observaron restricciones adicionales en el despojador, regenerador, o en
la sección de fraccionamiento durante el procesamiento de LCN en CCU.
El nivel de procesamiento de carga combinada en la unidad se situó en el rango
de 11011- 11015 t/d con un valor promedio de 11013 t/d vs. 11000 t/d de
capacidad de diseño. La tasa máxima de procesamiento de LCN fue de 216 t/d.
3.2.2 Para el caso del procesamiento de la NFR.
Al igual que en el caso de la LCN, fue necesario maximizar la circulación de
catalizador en zona de reacción, con el objeto de mantener constante la
temperatura de salida del tubo elevador del reactor a su valor máximo, por lo
que se redujo la temperatura del horno F-1 desde 387.1°C hasta 386.5°C; y en
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
53
consecuencia aumentó la severidad del proceso por una mayor relación
catalizador/aceite.
La temperatura de salida del tubo elevador del reactor se mantuvo entre
529.3°C-530.0°C, con un valor promedio de 529.7°C vs. 530°C a máxima
severidad. El modo de fraccionamiento en la unidad fue igualmente de máxima
gasolina HOUK. La circulación de catalizador se incrementó de 48.0 t/min a
49.3 t/min con el procesamiento de NFR.
La temperatura del lecho del despojador se mantuvo dentro de los límites
operacionales (525.3-525.5ºC), al igual que la del lecho del regenerador (663.1663.3ºC). El flujo de aire al regenerador; para este caso, se redujo de 5069 t/d a
4942 t/d, con la finalidad de mantener el balance energético en la unidad.
No se observaron restricciones adicionales en el despojador, regenerador, o en
la sección de fraccionamiento durante el procesamiento de la NFR en CCU.
El nivel de procesamiento de carga combinada en la unidad se situó en el rango
de 11011- 11022 t/d con un valor promedio de 11017 t/d vs. 11000 t/d de
capacidad de diseño. La tasa máxima de procesamiento de la NFR fue de 195
t/d.
En ambos procesamientos de naftas la alineación de los productos fue la
siguiente:
Gas seco: ADIP.
PP: a tratamiento DEA (Dietanolamina).
BB: tratadora de BB, para luego ser alineado hacia MTBE–Alq-1/Alq-2.
LCC: se envió parcialmente a la torre despentanizadora C-401 y hacia la
tratadora de gasolina TG-2.
HOUK: tratadora de gasolina TG-3.
ARL: HDT-2.
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
54
ARP/Lodoso: tanque de diluente E3-07.
3.3 ANÁLISIS DE LABORATORIO.
A continuación se discuten los resultados correspondientes a las pruebas de
laboratorio a las cuales fueron sometidas las cargas de alimentación a la unidad
y los productos obtenidos en la misma, durante el procesamiento de las naftas:
Catalizador Circulante.
A continuación se presentan las propiedades físico–químicas del catalizador de
equilibrio (Orion MAR-198R de la empresa Grace – Davison), (véase la tabla
3.1).
Los resultados más importantes indican una actividad del catalizador de 73–
74%vol, para el procesamiento de LCN y de 73-72%vol, para el caso de
procesamiento de la NFR. El contenido de finos en el catalizador circulante se
mantuvo en el rango de 5% para un tamaño promedio de partículas de 77
micrones.
Los
demás
parámetros
físico–químicos
del
mantuvieron dentro de los rangos típicos observados en CCU.
catalizador
se
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
55
Tabla 3.1
Datos físicos-químicos del catalizador de equilibrio de CCU.
Propiedad
BASE
04/10/00
25/10/00
MAT (%vol.)
Factor gas
Factor coque
Area superficial
Area zeolita
Area matriz
Níquel (ppm)
Vanadio (ppm)
Sodio (%p)
Hierro (%p)
73
2.4
1.0
139
105
34
727
3666
0.35
0.45
74
2.1
1.2
139
105
34
725
3675
0.36
0.44
72
3.1
1.2
131
99
32
902
4646
0.36
0.46
Cobre (ppm)
Tierras raras (%p)
ABD (g/cc)
Volumen poro (cc/g)
Alúmina (%p)
Carbón (%p)
Tam. partículas 0-40 micrones (%)
Tam. partículas 0-80 micrones (%)
Tamaño partículas prom. (micrones)
Indice Shell contaminación
16
228
0.87
0.33
37.3
0.27
5
56
76
2957
17
226
0.86
0.33
37.2
0.32
5
55
77
2949
16
225
0.87
0.33
37.2
0.31
4
51
78
3604
Calidad de las cargas de VGO a CCU.
Las caracterizaciones reportadas por el laboratorio Cardón de la carga de
tanques, HDS, caliente y combinada, procesadas en CCU durante los sumarios
operacionales realizados en la unidad durante los días 02–04-25/10/2000 se
presentan a continuación:
Carga de Tanques: El contenido de componentes livianos (< 350°C) en
la carga de tanques osciló entre 10.3–11.2 %vol en el caso de la LCN y
entre 10.3-10.6 %vol en el caso de la NFR. El alto contenido de metales
observado en todos los sumarios fue consecuencia de la incorporación
de Residuo Largo Santa Bárbara (RLSB) en dicha corriente. El alto
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
56
contenido de azufre en la carga de tanques obtenidos durante los
sumarios fue mayor al típico observado (0.25–0.35%p) por la misma
razón (véase la tabla 3.2).
Tabla 3.2
Calidad de la carga de tanques procesada en CCU.
Fecha
BASE
04/10/00 25/10/00
API
Dest. D-1160 (% vol/°C):
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
Nitrógeno básico (ppm p)
Punto de anilina (°C)
Visc. Cinemat. 140 °F(cSt)
Cont. Azufre (% p)
Acidez total (mg KOH/gr.)
Indice refracción a 70°C
Carbón Conradson (%p)
Punto de fluidez (°C)
Cont. Vanadio (ppm)
Cont. Níquel (ppm)
Cont. Sodio (ppm)
24.2
22.8
22.5
322
349
380
402
423
441
458
481
509
593
81.8
21.8
0.71
0.15
1.4899
0.77
27
6.2
1.5
1.7
317
346
380
399
419
437
456
476
502
540
531
81.6
20.9
0.68
0.13
1.4962
0.74
27
5.6
1.1
1.0
319
348
383
406
427
447
468
491
532
472
26.0
0.79
0.10
1.68
27
18.4
3.9
3.7
Carga de HDS: El contenido de componentes livianos (< 350°c) en la
carga de HDS osciló entre 14.6–16.3 %vol, para el caso de la LCN y
entre 13.8-16.3 %vol para la NFR. Se observa que el contenido de
azufre de esta corriente estuvo en el rango de 0.58–0.61%p vs. 0.30–
0.40%p típico de HDS, en ambos casos de procesamiento de nafta
(véase la tabla 3.3).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
57
Tabla 3.3
Calidad de la carga HDS procesada en CCU .
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
API
Dest. D-1160 (% vol/°C):
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
95% vol.
Visc. Cinemat. 140 f (cSt)
Cont. Azufre (% p)
Cont. Vanadio (ppm)
Cont. Níquel (ppm)
Cont. Sodio (ppm)
24.7
23.6
23.5
293
326
364
389
409
429
442
465
487
520
552
287
80.5
17.8
0.58
0.01
1.4894
0.09
27
1.1
0.1
0.5
300
333
370
397
412
432
449
465
492
524
555
310
78.8
17.1
0.61
0.04
1.4869
0.13
21
1.4
0.1
0.3
296
333
378
402
424
442
458
477
499
526
549
339
81.0
21.1
0.60
0.03
1.4889
0.17
24
0.6
0.1
0.3
Carga Caliente: Todos los parámetros se mantuvieron en el rango de
operación, durante el procesamiento de los dos tipos de nafta: LCN y
NFR (véase la tabla 3.4).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
58
Tabla 3.4
Calidad de la carga caliente procesada en CCU.
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
API
Dest. D-1160 (% vol/°C):
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
95% vol.
23.6
22.4
23.7
380
394
409
425
441
456
473
493
515
547
395
79.5
353
369
391
412
432
449
463
483
505
533
556
383
81.0
377
385
389
411
427
441
453
458
496
537
297
82.7
Visc. Cinemat. 140° F (cSt)
30.9
25.3
20.2
Cont. Azufre (% p)
1.96
0.53
1.97
0.52
1.57
0.59
Cont. Vanadio (ppm)
Cont. Níquel (ppm)
Cont. Sodio (ppm)
1.4928
0.37
36
1.5
0.4
0.6
1.4920
0.25
39
0.9
0.1
0.4
1.4883
0.16
39
0.8
0.2
0.6
Carga Combinada: El contenido de azufre de la carga combinada osciló
entre 0.99–1.17%p versus 1.20%p máximo con el procesamiento de
ambas naftas, manteniéndose entre los rangos normales, con una
viscosidad cinemática a 140°F de 19.9–22.9 cSt vs. 32 cSt máximo y
una ácidez de 0.22–0.32 mg KOH/gr. versus 0.70 mg KOH/g máximo
(véase la tabla 3.5). El nitrógeno básico estuvo dentro de la
especificación (< 450 ppm modo gasolina HOUK) al igual que el punto
de anilina (79.2–83.8°C versus 75°C mínimo. El resto de los parámetros
se mantuvieron en el rango normal de operación.
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
59
Tabla 3.5
Calidad de la carga combinada procesada en CCU.
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
API
Dest. D-1160 (% vol/°C):
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
Visc. Cinemat. 140 °F (cSt)
Cont. Azufre (% p)
23.7
22.5
23.2
330
360
392
412
427
444
462
479
506
538
371
81.9
22.9
1.17
323
351
380
404
422
439
460
474
499
530
398
79.2
20.4
1.13
324
349
385
408
425
443
459
478
501
535
364
83.8
19.9
0.99
Acidez total (mg KOH/g)
Cont. Vanadio (ppm)
Cont. Níquel (ppm)
0.25
1.4900
0.34
30
2.1
0.5
0.22
1.4885
0.28
33
2.0
0.3
0.32
0.45
30
3.9
1.0
Cont. Sodio (ppm)
0.9
0.6
1.6
Calidad de las naftas procesadas.
A continuación se presenta la caracterización reportada por el laboratorio
Cardón de la LCN ex DCU procesada en CCU el día 04/10/2000 (véase la tabla
3.6) y de la NFR ex CCU. El alto contenido de azufre de la LCN (0.67%p)
impactaría negativamente el contenido de azufre de las gasolinas LCC/HOUK
en caso que se procesara directamente en la torre fraccionadora de CCU. Los
valores reportados son típicos de ambas naftas.
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
60
Tabla 3.6
Calidad de las naftas procesads en CCU.
Fecha
BASE (*)
04/10/00 (**)
25/10/00 (***)
API
Dest. D-86 (% vol/°C):
Punto inicial.
76.2
57.6
38
31
5% vol.
44
48
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
95% vol.
Punto final
Cont. Azufre (% p)
Goma existente
45
46
48
50
53
57
63
75
135
210
216
0.67
1.2
55
67
80
94
111
127
145
165
187
207
224
0.12
1.8
(*) No hubo procesamiento de naftas en CCU el día 02/10/2000.
(**) Procesamiento de LCN ex DCU.
(***) Procesamiento de NFR ex CCU.
Calidad de los gases externos procesados en CCU.
La caracterización reportada por el laboratorio Cardón de los gases de baja
presión, los gases C3/C4 y las olefinas de Amuay procesados en CCU durante
los sumarios operacionales realizados en la unidad durante los días 02–0425/10/2000 se presenta a continuación (véase las tablas 3.7/3.8/3.9). Todos los
valores se encontraron bajo el rango característico.
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
61
Tabla 3.7
Calidad de los gases de baja presión procesados en CCU.
Fecha
Composición (% p):
C1
C2=
C2
C3=
C3
BASE
04/10/00
25/10/00
I C4
N C4
H2
I C5
N C5
C5= tot.
CO2
C6+
30.00
0.07
3.62
18.06
6.21
6.93
17.99
0.29
7.25
5.96
0.33
1.01
2.28
30.00
0.07
3.62
18.06
6.21
6.93
17.99
0.29
7.25
5.96
0.33
1.01
2.28
30.00
0.07
3.62
18.06
6.21
6.93
17.99
0.29
7.25
5.96
0.33
1.01
2.28
Total
100.00
100.00
100.00
Tabla 3.8
Calidad de los gases C3/C4 de PG-1 procesados en CCU .
Fecha
BASE (*)
04/10/00
25/10/00
C3
-
I C4
N C4
NC5
NeoC5
C6+
IC5
-
8.97
13.91
37.50
12.63
0.24
7.70
19.05
0.06
10.15
42.36
17.47
4.48
25.49
Total
-
100.00
100.00
Composición (% p):
(*) No hubo procesamiento de gases C3/C4 de PG-1 en CCU el día 02/10/2000.
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
62
Tabla 3.9
Calidad de las olefinas de Amuay.
Fecha
Composición (% p):
C2
C3=
C3
I C4
N C4
C4= totales
IC5
C6+
C5= totales
NC5
BASE
04/10/00(*)
25/10/00
0.03
16.54
6.44
23.42
7.06
35.03
8.55
0.01
2.78
0.14
-
0.04
23.74
12.34
19.83
5.61
30.36
5.77
0.02
2.18
0.11
(*) Durante el 04/10/2000 no hubo procesamiento de olefinas de Amuay en CCU.
Calidad de los productos.
En esta sección se discutirán los principales aspectos cualitativos de los
productos de CCU, de acuerdo a los resultados de los sumarios operacionales
realizados durante los días 02–04-25/10/2000 en CCU.
Gas Seco: La recuperación de PP en el gas seco estuvo en el rango de
8.01–12.3%p según los resultados de laboratorio. El peso molecular del
gas seco osciló entre 24.8–27.7 g/mol con un contenido de
componentes inertes en el orden de 17.9–22.1%p (véase la tabla 3.10).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
63
Tabla 3.10
Calidad del gas seco de CCU.
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
Composición (% p):
C1
C2=
C2
C3=
C3
I C4
N C4
C4=
I C5
N C5
H2
N2
O2
CO
CO2
10.94
17.10
22.89
12.10
3.52
1.86
1.36
0.73
1.25
0.64
0.72
12.93
2.36
1.14
5.63
10.23
16.02
21.84
12.33
3.98
1.47
1.52
2.29
1.47
0.90
0.65
11.16
3.00
1.31
5.78
19.06
16.05
20.28
8.01
2.55
1.29
7.48
1.51
0.69
0.45
0.96
9.07
2.92
1.11
4.82
H2S
4.01
5.31
3.64
C5=
0.51
0.69
0.11
C6+
0.31
0.04
0.03
Peso molecular
26.9
27.7
24.8
Olefinas: A continuación se presentan las cromatografías de las
corrientes de PP–BB ex CCU (véase las tablas 3.11/3.12). El contenido
de propileno en el PP disminuyó desde 67.26%p el 02/10/00 hasta
64.92%p el 04/10/00; para el caso de la LCN, y desde 67.26%p el
02/10/00 hasta 65.49%p el 25/10/00 para el caso de la NFR. El
contenido de C2- en el PP estuvo en el rango de 1.21–1.79%p versus
3.00%p máximo, para los dos procesamientos de nafta. No se detectó
contenido de C4+ en el PP durante los sumarios (especificación de 2.5
%p máximo para LPG/Profalca).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
64
En el caso del BB, el procesamiento de LCN produjo un incremento
de la producción de isobutano de 68 t/d y de butilenos de 5 t/d, mientras
que en el procesamiento de la NFR se disminuyó en 41 t/d y 13 t/d
respectivamente. Ambos valores fueron obtenidos de acuerdo a los
rendimientos a la salida del reactor. El contenido de diolefinas en el BB
disminuyó ligeramente desde 0.69%p hasta 0.62%p, esto disminuye los
consumos de HF en Alquilación 1–2, para el caso de la LCN, mientras
que para el caso de la NFR ocurre todo lo contrario, ya que el contenido
de diolefinas en el BB aumentó (0.69-0.74%p) .
Tabla 3.11
Calidad del PP de CCU .
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
Composición (% p):
C1
C2=
C2
C3=
C3
I C4
N C4
C4= totales
H2S
CO2
0.04
0.00
1.37
67.26
29.91
0.00
0.00
0.00
1.42
0.00
0.01
0.07
1.71
64.92
31.56
0.00
0.00
0.00
1.75
0.00
0.01
0.04
1.15
65.49
32.05
0.00
0.00
0.00
1.26
0.00
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
65
Tabla 3.12
Calidad del BB de CCU.
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
Composición (% p):
C3=
C3
I C4
N C4
Neo C5
Trans 2 C4=
1 C4=
I C4=
Cis 2 C4=
1,3 butadieno
I C5
N C5
C5= totales
C6+
0.07
0.34
28.69
11.47
0.01
13.64
13.35
16.52
9.75
0.69
3.61
0.06
1.78
0.03
0.35
1.99
33.29
17.22
0.00
10.54
11.65
14.56
7.17
0.62
1.45
0.22
0.93
0.00
0.54
2.60
24.00
14.64
0.00
12.44
12.69
16.31
8.94
0.74
4.58
0.14
2.32
0.06
Gasolinas: A continuación, se presentan las calidades de las gasolinas
LCC–HOUK (véase las tablas 3.13/3.14). Con el procesamiento de la
LCN se observó una reducción de los números de octano RON/MON de
la gasolina LCC en 0.1 y 0.2 unidades, respectivamente, mientras que
en el caso de la NFR se observó un incremento de 0.5 y 0.2 unidades,
respectivamente. Sin embargo estos valores se mantienen dentro del
rango de operación. Además, el contenido de azufre en la gasolina LCC
estuvo en el rango de 0.067-0.071%p durante el procesamiento de las
naftas.
Con respecto a la gasolina HOUK, con el procesamiento de la LCN se
observó una reducción del RON desde 91.5 a 91.0 y un aumento del
MON desde 80.2 a 80.6 en dicho producto, mientras que para el caso
de la NFR el RON se mantuvo y el MON aumentó ligeramente
(manteniéndose dentro del margen de error del laboratorio). El
contenido de azufre en la gasolina HOUK osciló entre 0.21-0.27%p
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
66
durante de la incorporación de las naftas. El punto final de la gasolina
HOUK estuvo en 235-237°C con un valor target de 236°C.
Tabla 3.13
Calidad de la gasolina LCC de CCU.
Fecha
Punto Inicial
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
Punto Final
API
RVP (psi)
Mercaptanos (ppm)
Cont. Azufre (% p)
RON (F1)
MON (F2)
IAD
Goma existente
Est. a la oxidación (min)
FIA (% vol.):
Aromáticos
Olefinas
Saturados
Composición (% p):
C3
=
C3
I C4
N C4
C4=
I C5
N C5
C5= eterificables
C5= no eterificables
C6+
Total
BASE
04/10/00
25/10/00
34
53
60
69
78
90
103
117
134
158
193
62.3
8.71
89.2
0.069
92.1
79.8
86.0
1.6
94
33
54
60
69
78
91
103
118
135
158
194
62.2
8.70
85.9
0.071
92.0
79.6
85.8
1.6
94
61
77
82
87
94
101
110
121
135
155
197
56.9
3.80
32.2
0.067
92.6
80.0
86.3
1.2
128
16.69
52.51
30.80
17.40
50.23
32.37
-
0.01
0.01
0.04
0.02
0.15
0.55
2.16
7.60
1.91
6.81
8.49
72.30
100.00
0.02
0.19
0.62
2.27
6.53
1.81
5.82
7.07
75.69
100.00
0.06
0.11
0.09
0.24
0.31
0.11
0.36
0.91
97.77
100.00
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
67
Tabla 3.14
Calidad de la gasolina HOUK de CCU.
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
66
130
145
156
165
172
183
190
201
214
235
40.0
1.1
7.0
0.25
91.5
80.2
85.9
2.0
210
68
130
145
155
166
172
182
191
202
213
236
40.2
1.1
7.4
0.27
91.0
80.6
85.8
2.4
220
70
129
143
153
163
170
178
188
197
210
237
40.9
1.4
18.4
0.21
91.6
80.4
86.0
1.8
230
45.62
31.87
22.51
46.50
32.10
21.40
-
0.01
0.01
0.07
0.08
0.44
1.43
0.39
0.01
0.01
0.07
0.05
0.36
0.50
0.17
0.01
0.04
0.09
0.03
0.17
0.12
0.09
C5= eterificables
1.51
0.57
0.27
C5= no eterificables
1.86
1.48
0.69
C6+
94.22
96.78
98.48
Total
100.00
100.00
100.00
Punto Inicial
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
Punto Final
API
RVP (psi)
Mercaptanos (ppm)
Cont. Azufre (% p)
RON (F1)
MON (F2)
IAD
Goma existente
Est. a la oxidación (min)
FIA (% vol.):
Aromáticos
Olefinas
Saturados
Composición (% p):
C3
C3=
I C4
N C4
C4=
I C5
N C5
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
68
Aceite de Reciclo Liviano (ARL): A continuación se presenta la
caracterización del ARL (véase la tabla 3.15). Se observa que el índice
de cetano se mantuvo en 30.4–31.0 durante el procesamiento de LCN,
mientras que durante el procesamiento de la NFR el índice de cetano se
incrementó en 12.2 unidades (31.0-43.2). La inflamación osciló entre
192–212°F vs. 154°F mínimo de especificación para su envío a mezclas
de residual. La temperatura de ebullición a 90% vol. osciló entre 351–
358°C vs. 360°C máximo, según la especificación vigente, durante el
procesamiento de las dos naftas.
Tabla 3.15
Calidad del ARL de CCU.
Fecha
BASE
04/10/00
25/10/00
Gravedad API
Destilación D-86 (°C):
Punto inicial
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
19.8
20.0
21.7
221
238
248
262
274
285
297
311
326
202
228
238
254
267
278
290
304
320
185
229
241
255
271
283
297
311
326
80% vol.
90% vol.
Punto Final
Inflamación (°F)
Indice de cetano
Cont. Azufre (% p)
Visc. Cinemat. 100 f (cSt)
Color
341
335
341
356
351
358
380
376
381
212
192
206
31.0
30.4
43.2
1.44
1.46
1.51
4.48
4.01
2.75
ASTM<3.5 ASTM<2.5 ASTM<3.5
31.8
32.8
34.7
Diluentes: Las calidades de los diluentes ARP–Lodoso se presentan a
continuación (véase las tablas 3.16/3.17). Se observa que la inflamación
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
69
de las corrientes estuvo en especificación (154°F mínimo) para su envío
a tanques de diluente. El contenido de catalizador en el ARP/Lodoso
estuvo en especificación (0.060 %p máximo). El resto de los parámetros
se mantuvieron bajo especificación.
Tabla 3.16
Calidad del ARP de CCU.
Fecha
BASE
API
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
95% vol.
Cont. Azufre (% p)
Inflamación (°F)
Visc. Cinemat. 140°F (cSt)
12.4
11.1
11.5
382
391
402
410
418
423
433
449
467
498
540
1.59
236
32.0
377
387
398
407
416
425
434
449
465
496
529
1.76
236
34.2
389
397
409
419
427
436
446
456
478
521
1.54
234
33.0
Cont. Catalizador (% p)
0.041
0.041
0.030
Aluminio (ppm)
Silicio (ppm)
87
123
72
96
56
76
04/10/00 25/10/00
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
70
Tabla 3.17
Calidad del Lodoso de CCU.
Fecha
BASE
API
5% vol.
10% vol.
20% vol.
30% vol.
40% vol.
50% vol.
60% vol.
70% vol.
80% vol.
90% vol.
Cont. Azufre (% p)
Inflamación (°F)
Visc. Cinemat. 140° F (cSt)
Cont. Catalizador (% p)
Aluminio (ppm)
Silicio (ppm)
10.9
9.8
9.3
347
382
407
421
434
445
458
471
495
528
1.79
223
42.4
0.037
80
117
333
373
401
418
431
441
456
469
491
523
1.84
218
41.1
0.035
68
94
349
383
409
426
436
447
459
476
497
536
1.58
220
42.6
0.038
71
103
04/10/00 25/10/00
3.4 CÁLCULO DEL BALANCE DE CALOR EN LA ZONA DE REACCION.
Los resultados obtenidos durante el cálculo del balance de calor en la zona de
reacción, arrojaron lo siguiente:
3.4.1 Cálculo del rendimiento de coque.
A continuación se muestran los cálculos previos necesarios para determinar la
cantidad de coque producido y por ende, la cantidad de hidrógeno presente en
el mismo, donde se puede observar que todos los parámetros evaluados se
mantuvieron en el mismo rango (véase la tabla 3.18).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
71
Tabla 3.18
Cálculo del rendimiento de coque.
Fecha
BASE
04/10/00 25/10/00
Aire húmedo al Regenerador (t/d)
Cromatografía Tope Regenerador (%mol):
5069
5081
4942
CO
CO2
O2
SO2 (ppm)
N2 + Ar
Total
Agua en aire (t/d)
Aire seco al Regenerador (t/d)
4.35
14.68
1.12
0.00
79.852
100.00
137
4933
4.68
14.42
0.79
0.00
80.113
100.00
137
4944
5.60
13.81
0.83
0.00
79.758
100.00
133
4808
Aire seco al Regenerador (tmol/d)
170.1
170.5
165.8
Flue gases (tmol/d)
Oxigeno en aire seco al Regenerador(tmol/d)
Oxigeno en flue gases (tmol/d)
Oxigeno consumido (tmol/d)
Agua formada por combustión (tmol/d)
Carbón (t/d)
Hidrógeno (t/d)
Coque (t/d)
Hidrógeno en coque (%p)
168.4
35.6
30.3
5.4
10.7
384.6
21.7
406
5.3
168.2
35.7
29.5
6.2
12.4
385.4
25.0
410
6.1
164.3
34.7
28.7
6.1
12.1
382.7
24.5
407
6.0
3.4.2 Estimación de la temperatura del lecho del despojador.
Con el procesamiento de la LCN y de la NFR la temperatura del lecho del
despojador se mantuvo en el rango 518.5-521.0ºC, y al comparar este valor con
el registrado por los analizadores instalados en planta (525.3ºC), se puede
observar que se encuentran dentro del margen.
3.4.3 Corroboración de la tasa real de circulación del catalizador.
Para el caso del procesamiento de LCN la tasa de circulación de catalizador
calculada a partir de las correlaciones empíricas de las Prácticas de Diseño de
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
72
PDVSA osciló entre 48.0-48.8 t/min, mientras que para el caso de la nafta Full
Range los valores estuvieron entre 48.0-49.3 t/min. Comparando estos valores
con los registrados por los analizadores instalados en planta se tiene que la
tasa de circulación de catalizador se mantuvo entre los límites operacionales
durante ambos procesamientos de nafta (47.4-49.1 t/min y 49.1-49.3 t/min
respectivamente).
3.5 ELABORACIÓN DEL BALANCE DE MASA.
A continuación se presenta el balance de masa con los flujos corregidos,
realizado para el sumario operacional del día 02/10/00, 04/10/00 (caso del
procesamiento de LCN) y del día 25/10/2000 (caso del procesamiento de la
NFR) respectivamente (véase la tabla 3.19).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
73
Tabla 3.19
Balance de masa.
Fecha
ENTRADAS
Carga tanques
Carga HDS
Carga fría total
Carga fría total
Flujo Corr.
BASE
Flujo Corr.
04/10/00
Flujo Corr.
25/10/00
t/d
2323
4867
t/d
2167
4819
t/d
2436
4703
7190
6986
7138
SPO
SS2 AV-2
SS3 AV-2
SS2 AV-3
SS3 AV-3
Parafina
C. caliente
C. Caliente total
C. Comb. Total
0
1026
2611
0
0
184
0
852
2963
0
0
215
534
740
2334
0
0
275
3821
11011
4029
11015
3883
11022
ENTRADAS (Tons)
Carga combinada
Desecho al reactor
Desecho a la fraccionadora
C3/C4 ex PG-1
Gases BP
Olefinas de Amuay
11011
0
0
0
159
200
11015
216
0
183
132
0
11022
195
260
121
184
200
Total
11371
11546
11982
SALIDAS (Tons)
Gas seco
PP
BB
LCC
HOUK
ARL
ARP
Lodoso a alm.
Lodoso a DCU
Coque
463
533
951
3236
1404
2832
708
832
0
410
472
504
951
3467
1366
2852
742
774
0
417
454
541
966
3209
1538
3199
770
898
0
408
Total
11371
11546
11982
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
AN
NÁ
ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
74
3.6 CÁLCULO DE LOS RENDIMIENTOS Y CONVERSIÓN DE LA REACCIÓN.
3.6.1 Para el caso de la LCN.
Los rendimientos de reacción (eliminando el efecto de los cortes entre los
productos y las cargas externas, como por ejemplo el procesamiento de los
gases de baja presión, los gases C3/C4 de PG-1 y las olefinas de Amuay) para
el procesamiento de la LCN se muestran a continuación (véase la tabla 3.20).
Los resultados indicaron un aumento en la producción de olefinas (PP/BB),
gasolinas y ARL a expensas de una disminución de coque y diluentes (-0.01 %p
y –1.65 %p, respectivamente). El incremento neto de la conversión ex reactor
fue de + 1.56%p.
El incremento de los rendimientos de PP/BB fueron consecuencia del recraqueo
de la LCN. De acuerdo a los rendimientos ex reactor, se recomienda evaluar
económicamente el proceso continuo de dicha nafta en la BEFN del reactor de
CCU para incrementar la producción de olefinas a Profalca/Alquilación.
Tabla 3.20
Rendimientos de Reacción para el procesamiento de LCN.
BASE
04/10/00
∆ rend (*)
C2
Coque
Gas seco / Coque
PP
BB
Gasolinas
ARL
Diluentes
Total
2.00
3.76
5.77
4.68
7.73
40.94
18.50
22.39
100.00
2.05
3.75
5.80
4.83
8.30
41.75
18.58
20.74
100.00
+ 0.05
- 0.01
+ 0.03
+ 0.15
+ 0.57
+ 0.81
+ 0.08
- 1.65
Conversión reacción (%p)
59.12
60.68
+ 1.56
Productos de reacción (%p)
-
procesamiento de LCN (Base:02/10/2000) vs. los resultados obtenidos sin procesar LCN
(04/10/2000).
CCA
OSS
APPIITTU
ULLO
O IIIIII.. A
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ÁLLIISSIISS D
DEE R
REESSU
ULLTTA
AD
DO
75
3.6.2 Para el caso de la NFR.
Los rendimientos de reacción (eliminando el efecto de los cortes entre los
productos y las cargas externas como por ejemplo el procesamiento de los
gases de baja presión, los gases C3/C4 de PG-1 , las olefinas de Amuay y el
desecho a la fraccionadora) se muestran a continuación (véase la tabla 3.21)
Los resultados indicaron un aumento en la producción de ARL y diluentes a
expensas de una disminución de olefinas y gasolinas. La reducción neta de la
conversión ex reactor fue de – 0.02%p.
Tabla 3.21
Rendimientos de Reacción para el procesamiento de la NFR.
BASE
25/10/00
∆ rend.(*)
C2
Coque
Gas Seco / Coque
PP
BB
Gasolinas
ARL
Diluentes
Total
2.00
3.76
5.77
4.68
7.73
40.94
18.50
22.39
100.00
2.08
3.68
5.77
4.76
7.00
41.57
18.48
22.43
100.00
+ 0.08
- 0.08
0.00
+ 0.08
- 0.73
+ 0.63
- 0.02
+ 0.04
Conversión de Reacción(%p)
59.12
55.92
-0.02
Productos de Reacción(%p)
-
procesamiento de la NFR (25/10/2000) vs. los resultados obtenidos sin el procesamiento de la
NFR (Base:02/10/2000).
CCA
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76
3.7 CÁLCULOS EN LA ZONA DE REACCIÓN.
A continuación se exponen y discuten los resultados obtenidos al realizar los
cálculos en la zona de reacción para cada uno de los procesamientos de nafta.
3.7.1 En el reactor.
La velocidad superficial a la salida del riser, se incrementó con el procesamiento
de la LCN (17.9-18.2 m/s), debido a que el flujo total de gases es mayor. Lo
mismo ocurrió en el caso del procesamiento de la NFR (17.9-18.5 m/s).
La caída de presión en el riser no varió significativamente con el procesamiento
de la LCN (0.606-0.607 bar), a diferencia del procesamiento de la NFR, donde
la caída de presión se redujo, pero siempre manteniéndose dentro del rango de
operación.
Con respecto a la velocidad del gas a la entrada de los ciclones primarios, éstos
se mantuvieron dentro del rango permisible (15-20 m/s), y el efecto por
procesamiento de naftas no ocasionó ningún impacto.
En el caso del cálculo de la velocidad del gas a la entrada de los ciclones
secundarios, los valores obtenidos se encontraron fuera del rango permisible
(15-25 m/s); esto se debe a que durante los sumarios operacionales
correspondientes a los días 02-04-25/10/2000 había un elevado flujo de
vapores de despojamiento. Sin embargo, el efecto neto por procesamiento de
naftas no afectó considerablemente esta variable (véase la tabla 3.22).
CCA
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77
Tabla 3.22
Cálculos en el Reactor.
Fecha
BASE
04/10/00 25/10/00
Velocidad superficial del gas salida riser (m/s)
Caída de presión total en el riser ( bar)
Velocidad del gas entrada de ciclones pri.(m/s)
17,9
0,606
17,5
18,2
0,607
17,7
18,5
0,600
18,1
Velocidad del gas entrada de ciclones sec.(m/s)
28,2
28,6
29,0
3.7.2 En el despojador.
La cantidad de hidrógeno en coque calculado por medio de la correlación
empírica, se mantuvo dentro del rango (5.0-12.0 %); y comparando este valor
con el calculado en el balance de calor, se puede observar que no existe un
marcado margen de diferencia, en ambos procesamientos de naftas.
Los vapores de despojamiento superaron el límite permisible (5.0-7.0 Kg/t),
debido al alto flujo de vapores introducidos al despojador; sin embargo, el
procesamiento de la LCN y la NFR no impactó en esta variable.
Con respecto a la velocidad superficial del gas en todos los sumarios
operacionales, el valor se mantuvo, pero por debajo del límite (0.05-0.30 m/s).
La velocidad de entrada a los ciclones primarios del despojador en ambos
sumarios se encontró fuera del rango operacional (15-20 m/s), pero el
procesamiento de la LCN no ocasionó ningún efecto relevante sobre la
velocidad; de hecho, la redujo ligeramente (29.76-29.32 m/s). El mismo efecto
se observó durante el procesamiento de la NFR (29.76-28.94 m/s); (véase la
tabla 3.23).
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78
Tabla 3.23
Cálculos en el despojador.
Fecha
BASE
04/10/00 25/10/00
Hidrógeno en coque calculado (%p)
5.64
5.63
5.74
Vapor de Despojamiento (Kg/t)
10.33
10.01
11.67
Velocidad superficial del gas (m/s)
0.03
0.03
0.04
29.76
29.32
28.94
3.7.3 En el regenerador.
Se encontró que la eficiencia en el lecho del regenerador durante los sumarios
se encontró dentro del rango de operación (0.15-0.25 %), durante el
procesamiento de las dos naftas.
La velocidad superficial del gas se mantuvo en ambos sumarios, pero por
debajo del límite operacional (0.6-0.7 m/s), sin embargo no hay ningún impacto
negativo por procesamiento de LCN y NFR.
La densidad promedio del lecho, se incrementó con el procesamiento de LCN
(578.2-580.7 kg/m3) y de igual manera con el procesamiento de la NFR (578.2582.5 kg/m3).
La caída de presión normalizada en el distribuidor de aire del regenerador se
redujo con el procesamiento de LCN en 0.004 bar (0.167-0.163 bar) y se
incrementó con el procesamiento de la NFR (0.167-0.170 bar); pero en ambos
casos se mantuvo dentro del límite operacional.
En cuanto al cálculo de la velocidad a la entrada de los ciclones primarios y
secundarios, los valores obtenidos se mantuvieron dentro del rango (15-20 m/s
y 15-25 m/s respectivamente), durante ambos procesamientos de naftas (véase
la tabla 3.24).
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79
Tabla 3.24
Cálculos en el Regenerador .
Fecha
BASE
Eficiencia lecho del Regenerador (%)
0.180
0.201
0.170
Velocidad superficial del gas (m/s)
0.569
0.569
0.561
Densidad promedio del lecho (Kg/m3)
578.2
580.7
582.5
Caída de presión normalizada (bar)
0.167
0.163
0.170
16.85
16.84
16.61
Velocidad del gas entrada de ciclones sec. (m/s)
18.53
18.53
18.27
3.8
ECONÓMICOS
EVALUACIÓN
DE
LOS
BENEFICIOS
04/10/00 25/10/00
POR
EL
PROCESAMIENTO DE NAFTAS EN EL REACTOR DE CCU.
Al determinar el beneficio económico que trae consigo el procesamiento de
cada una de las naftas estudiadas hasta el momento y compararlos entre sí, se
puede visualizar claramente que el procesamiento continuo más rentable para
la refinería, es el que corresponde a la LCN (387.7 $/ton nafta), seguido de la
NFR (104.4 $/ton nafta); esto se debe a que la LCN es la nafta menos pesada,
lo que la hace más craqueable que el resto ya que contiene menos
contaminantes y fracciones pesadas (véase la tabla 3.25).
La nafta de desecho (LPD), es la menos rentable de todas (76.9 $/ton nafta), la
supera la nafta proveniente del Delayed Coker (HCN) con 87.9 $/ton de nafta
procesada (véase la tabla 3.26).
CCA
OSS
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80
Tabla 3.25
Balance económico para la HCN y la LPD.
Producto
Gas Seco
Coque
PP
BB
Gasolinas
ARL
Diluentes
TOTAL
$/ton nafta
∆ rend. HCN
(ton)
Beneficios
($/d)
∆ rend. LPD
(ton)
Beneficios
($/d)
-27
7
23
21
-123
81
159
-54
14
7857
6861
-32853
21627
17029
20480
87,9
-1
24
-7
13
78
-101
153
-2
48
-2391
4247
20834
-26967
16386
12155
76,9
Tabla 3.26
Balance económico para la LCN y la NFR.
Producto
Gas Seco
Coque
PP
BB
Gasolinas
ARL
Diluentes
TOTAL
$/ton nafta
∆ rend. LCN
(ton)
11
7
28
82
181
50
-134
Beneficio ∆ rend. Nafta Full
s ($/d)
Range (ton)
22
14
9565
26789
48345
13350
-14351
83734
387,7
10
-5
14
-74
115
21
32
Beneficios
($/d)
20
-10
4782
-24176
30717
5607
3427
20367
104,4
82
CCO
ON
NCCLLU
USSIIO
ON
NEESS YY R
REECCO
OM
MEEN
ND
DA
ACCIIO
ON
NEESS
A partir del análisis de los resultados obtenidos con el procesamiento de la LCN
y la NFR, se emiten las siguientes conclusiones:
No se observaron limitaciones operacionales por procesamiento de LCN en
la zona de reacción de CCU, logrando operar a la máxima capacidad de la
planta.
El rendimiento de productos ex reactor corregido por cargas externas
durante el procesamiento de LCN (216t/d) produjo un aumento en los
rendimientos de olefinas, ARL y gasolinas (0.72%p, 0.08%p y 0.81%p,
respectivamente) a expensas de una disminución de coque y diluentes (0.01%p y –1.65%p, respectivamente) con respecto al caso base sin
procesamiento de LCN en CCU.
Los cálculos adicionales realizados en la zona de reacción no indicaron
ningún impacto negativo por el procesamiento de la LCN, los valores
obtenidos se mantuvieron en el mismo rango durante los dos sumarios.
No se observaron limitaciones operacionales por procesamiento de nafta
Full Range en la zona de reacción de CCU, logrando operar a la máxima
capacidad de planta.
El rendimiento de productos ex reactor corregido por cargas externas
durante el procesamiento de nafta Full Range (195t/d) produjo un aumento
en
los
rendimientos
de
gas
seco,
PP,
gasolinas
y
diluentes
(0.08%p,0.08%p,0.63%p y 0.04%p, respectivamente) a expensas de una
disminución del resto de los productos de reacción, con respecto al caso
base sin procesamiento de nafta Full Range en CCU.
83
Como en el caso de la LCN, los resultados obtenidos a partir de los cálculos
realizados en la zona de Reacción para el procesamiento de la nafta Full
Range se mantuvieron en el rango comparando los días con y sin
procesamiento de nafta.
En base al balance económico realizado de acuerdo a los rendimientos
obtenidos con el procesamiento de naftas en el reactor de CCU (HCN, LPD,
LCN y NFR), se concluye que la nafta que produce mayores beneficios para
el CRP-Cardón es la LCN (387.7$/ton nafta), seguida de la NFR (104.4$/ton
nafta), luego la HCN (87.9$/ton nafta) y finalmente la LPD (76.9$/ton nafta).
En base a las conclusiones mencionadas anteriormente se recomienda lo
siguiente:
De acuerdo a los beneficios económicos realizados se recomienda el
procesamiento continuo de LCN en la BEFN del reactor de CCU para
incrementar la producción de olefinas a PROFALCA/Alquilación, de acuerdo
a los resultados emitidos en este trabajo.
Evaluar el procesamiento de otras cargas no convencionales disponibles en
Refinería, como por ejemplo: nafta Tops (nafta liviana de la unidad de
destilación), nafta Phillips (nafta pesada de la unidad de destilación), nafta
liviana proveniente del Reformador Catalítico de Naftas y Crudo Cumarebo.
Evaluar el procesamiento de las naftas ya procesadas en el reactor de CCU,
cuando el crudo procesado en refinería sea pesado, con la finalidad de
comparar los resultados obtenidos.
85
R
REEFFEER
REEN
NCCIIA
ASS B
BIIB
BLLIIO
OG
GR
RÁ
ÁFFIICCA
ASS
[1] García, C. (2000). Estudio de restricciones de la fraccionadora principal del
Complejo de Desintegración Catalítica de la Refinería Cardón. (Trabajo de grado).
Caracas, Universidad Central de Venezuela, Escuela de Ingeniería Química.
[2] Grace Davison. (1996). Guía para Craqueo Catalítico Fluidizado. (Parte 2).
Baltimore, W.R. Grace & Co.- Conn.
[3] Grace Davison. (1996). Guía para Craqueo Catalítico Fluidizado. (Parte 1).
Baltimore, W.R. Grace & Co.- Conn.
[4] Shahneen, E. (1983). Catalytic Processing in Petroleum Refining. Oklahoma,
Pennwell Publishing Company.
[5] Maraven S.A. (1992). Manual de Operacion del Complejo de Desintegración
Catalítica. (Tomo I).
[6] Gary, J. (1984). Petroleum Refining, Technology and Economics. (2a. ed.).
[7] American Society of Testing Materials. (1999). Annual Book of ASTM
Standards. Petroleum Products, Lubricants, and Fossil Fuels. (5 vols.). West
Conshohocken, PA.
[8] López, D. (2000). “Procesamiento de Nafta Pesada ex DCU (HCN) en CCU
durante Marzo 2000”. ATC2000-037.
[9] Rincón, C. (2000). “Evaluación del Procesamiento de la Nafta de Desecho vía
Reactor de CCU”. ATC2000-069.
[10] Shell International Oil Products B.V. Process Guide of the Catalytic Cracking
Process. Confidential. (volume 1).
[11] Rincón, C. (1996). “Cuestionario de CCU Cardón”. TSPC 96-028.
SECCIÓN DE FRACCIONAMIENTO DE CCU
PDVSA
Manufactura y Mercadeo
Vapores a Recontacto
Producto
Craqueado
F
R
A
C
C
I
O
N
A
D
O
R
A
C-2
HOUK
C-3
ARL
C-4
Lodoso
Figura 1.2
ARP
Esquema Simplificado de la Sección de Fraccionamiento
Fuente: Propia
PDVSA
CENTRO DE REFINACIÓN PARAGUANÁ
Nafta Full Range
Gases
E5
CCU
B4
1/2/3
9/10/12
14/15
B4
4/5/6/7
Desecho
Craqueado
TG-2/3
DA-3
DA-2
GA-1/A
B4
A3
1/2/3/4
5/6/7
LPD
A3
10/11
CCU
DA-5
GA-38/39
A3
P-16/17
TG
LCN/HCN
D5
17/18
E3-7
Tanque
Diluentes
Figura 2.1
TG-1
ARP/Lodoso
DCU
Sistema de Manejo de Desecho Craqueado de la Refinería Cardón
Fuente: Propia
PDVSA
UNIDAD DE CRAQUEO CATALÍTICO
Carga de Tanque
Carga Fría
Carga Caliente
Gases C3/C4 de PG-1
Gases BP
Gas
Seco
Sección de Precalentamiento
Sección de
Recontacto
Sección de Reacción
PP
Planta de
gas N°2
HOUK
Producto
Craqueado
Sección de
Fraccionamiento
BB
ARL
ARP
Olefinas
Amuay
LCC
Aceite Lodoso
Figura 1.1
Esquema Simplificado de CCU de la Refinería Cardón
Fuente: Propia
PDVSA
PLANTA DE GAS N° 2 DE CCU
Gas Seco
C-1
Carga
PP
C-4
Olefinas de
Amuay
BB
C-2
LCC
Figura 1.3
Esquema Simplificado de Planta de Gas N° 2
Fuente: Propia

Procesamiento de naftas en el reactor del complejo de

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