UNIVERSIDAD NACIONAL AUTÓNOMA DE MÉXICO
FACULTAD DE QUÍMICA
SIMULACIÓN Y ANÁLISIS DE LA UNIDAD CATALÍTICA
FCC N °2
(U-13000) DE LA REFINERÍA GRAL. LÁZARO
CÁRDENAS DEL RIO, MINATITLÁN VERACRUZ
TESIS
QUE PARA OBTENER EL TÍTULO DE
INGENIERO QUÍMICO
PRESENTA
Rafael Flores Quirino
Ciudad de México 2016
UNAM – Dirección General de Bibliotecas
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JURADO ASIGNADO:
PRESIDENTE: Profesor: Manuel Vázquez Islas
VOCAL: Profesor: Celestino Montiel Maldonado
SECRETARIO: Profesor: Martín Rivera Toledo
1er. SUPLENTE: Profesor: Carlos Álvarez Maciel
2° SUPLENTE: Profesor: Ileana Rodríguez Castañeda
SITIO DONDE SE DESARROLLÓ EL TEMA:
LABORATORIO DE SIMULACIÓN Y OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS (LSYOP)
EDIFICIO DE INGENIERÍA QUÍMICA, CONJUNTO E
FACULTAD DE QUÍMICA
UNIVERSIDAD NACIONAL AUTÓNOMA DE MÉXICO
ASESOR DEL TEMA:
____________________________
I.Q Celestino Montiel Maldonado SUPERVISOR TÉCNICO:
____________________________
I.Q Ileana Rodríguez Castañeda SUSTENTANTE (S):
____________________________
Rafael Flores Quirino
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
Refinería Gral. Lázaro Cárdenas del Rio, Minatitlán, Veracruz
Índice General
Capítulo 1 Introducción ...................................................................................................... 4
1.1 Objetivos. ................................................................................................................. 5
1.2 Introducción .............................................................................................................. 6
Capítulo 2 Marco teórico .................................................................................................... 9
2.1 Sección de precalentamiento ................................................................................. 10
2.2 Sección de Craqueo Catalítico (Convertidor) .......................................................... 11
2.2.1 Reactor (Riser) ................................................................................................ 11
2.2.2 Reacciones ...................................................................................................... 14
2.3 Desgasificador/Agotador (Disengager/ Stripper) ..................................................... 16
2.4 Regenerador (Regenerator) ................................................................................... 18
2.5 Sección de la fraccionadora principal ..................................................................... 19
2.6 Sección de recuperación de vapores ...................................................................... 21
2.7 Catalizador ............................................................................................................. 23
2.7.1 Contaminantes que afectan al catalizador........................................................ 26
2.8 Cinética de las reacciones ...................................................................................... 29
Capítulo 3 Simulación ...................................................................................................... 38
3.1 Descripción del proceso ......................................................................................... 39
3.2 Simulador ASPEN-HYSYS V.8.8 ........................................................................... 40
3.2.1 Modelo Termodinámico.................................................................................... 42
3.3 Caracterización de la carga y productos. ................................................................ 45
3.4 Variables principales de la operación. .................................................................... 46
3.5 Balance de materia y energía. ................................................................................ 47
3.6 Simulación del convertidor FCC. ............................................................................ 51
Capítulo 4 Resultados y Análisis de Resultados .............................................................. 65
Capítulo 5 Conclusiones. ................................................................................................. 80
Bibliografía…………………………………………………………………………………………83
Anexo I. Índice de figuras……….……………………….……………………..…………….....85
Anexo II. Índice de Tablas…………………………………………………….…………….......87
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
Refinería Gral. Lázaro Cárdenas del Rio, Minatitlán, Veracruz
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Capítulo 1
Introducción
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1.1 Objetivos.
Los objetivos de la tesis son:
Realizar un esquema general de simulación de la Planta Catalítica FCC No.
2 situada en la Refinería Gral. Lázaro Cárdenas de Minatitlán, Veracruz,
enfatizando en la sección de reacción y en la separación de los productos
deseados.
Comparar los resultados obtenidos con el simulador de procesos ASPEN-
HYSYS V8.8 con los datos de operación de la planta.
Analizar la conversión global y de los productos del reactor, en especial el
de la Gasolina C5-220°, en función de las variables de operación del
reactor.
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1.2 Introducción
El proceso de desintegración catalítica es uno de los más importantes dentro de
una refinería, ya que puede convertir hidrocarburos de corte pesado con un punto
normal de ebullición cercano a 593 °C en cortes ligeros, con mayor valor comercial
como la gasolina, diésel y LPG.
Las reacciones que se llevan a cabo en el reactor se realizan gracias a la
presencia del catalizador en forma de polvo fino (Comúnmente se utilizan
catalizadores de sílica-alumina). Este se puede llegar a comportar como un líquido
cuando es propiamente fluidizado con aire. (Gary & Handwerk, 2001)
Este proceso ha reemplazado casi en su totalidad a la desintegración térmica, que
era usada comúnmente para la desintegración de moléculas grandes a más
pequeñas, ya que aumenta el rendimiento en la producción de gasolina de alto
octanaje y gases ligeros con mayor presencia de olefinas.
Tabla 1-1 Conversión Catalítica vs Conversión Térmica
Desintegración Térmica Desintegración Catalítica
% peso % volumen % peso % volumen
Alimentación 100.0 100.0 100.0 100.0
Gas 6.6 - 4.5 -
Propeno 2.1 3.7 1.3 2.2
Propileno 1.0 1.8 2.0 3.4
Isobutano 0.8 1.3 2.6 4.0
n-Butano 1.9 2.9 0.9 1.4
Butileno 1.8 2.6 2.6 3.8
C5+ Gasolina 26.9 32.1 40.2 46.7
Aceite Cíclico Ligero 1.9 1.9 33.2 32.0
Aceite Decantado - - 7.7 8.7
Aceite Residual 57.0 50.2 - -
Coque 0 - 5.0 -
Total 100 96.5 100.0 102.2
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Se considera que la desintegración térmica puede ocurrir cuando no se tiene un
mezclado ideal entre el crudo en fase gaseosa y el catalizador, y un deficiente
sistema de separación en los ciclones del reactor entre los compuestos
desintegrados y el catalizador.
En la planta se cuenta con secciones posteriores a la de reacción, donde se llevan
a cabo la recuperación de los compuestos producidos en el reactor. En estas
secciones se llevan a cabo los procesos de destilación, compresión de gases y
absorción, principalmente. (Montgomery J. A., 1993)
Las secciones principales de la planta FCC son:
Sección de Precalentamiento
Sección de Craqueo Catalítico (Convertidor)
Sección de Fraccionamiento
Sección de Recuperación de gases
Sección de Fraccionamiento de Gas Licuado
Sección de Separación de Propano y Propileno (Grado químico)
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Figura 1-1 "Diagrama de Flujo del Proceso simplificado FCC"
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Capítulo 2
Marco teórico
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A continuación se dará una breve descripción de las secciones que componen una
típica planta de FCC.
2.1 Sección de precalentamiento
Muchas de las plantas FCC integran en su proceso un sistema de
precalentamiento y horno para incrementar la temperatura del flujo de
alimentación hacia el reactor. Este incremento se realiza con el fin de aportar la
energía térmica suficiente, que permita vaporizar el flujo de alimentación cuando
éste se pone en contacto con el catalizador caliente en el reactor. (Chang,
Pashikanti, & Liu, 2012)
La utilidad del Tanque de balance de carga es homogeneizar el flujo que es
enviado a una bomba, ya que el Gasóleo Pesado proviene de varias plantas de la
refinería, principalmente de lugares como almacenamiento, la torre de destilación
atmosférica, de vacío, y coquizadora.
Las bombas de calor integradas en la fraccionadora principal de la planta FCC,
aportan la energía térmica necesaria para calentar el flujo de alimentación.
Típicamente las bombas de calor utilizadas para este fin son: la bomba de calor de
fondos (pumparound de fondos) y la bomba de calor del aceite cíclico ligero
(pumparound ACL). El rango de temperatura al que es elevado es de 205°C a
400°C (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012)
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Figura 2-1 "Sección de Precalentamiento de la unidad FCC"
2.2 Sección de Craqueo Catalítico (Convertidor)
2.2.1 Reactor (Riser)
En general el “Riser” es un reactor tubular vertical ascendente en donde se le
inyecta la alimentación precalentada y se mezcla con el catalizador caliente
proveniente del regenerador. El Riser tiene dimensiones típicas de 0.61 a 2.13
metros de diámetro y 23 a 37 metros de longitud. (Sadeghbeigi, 2012)
El catalizador caliente se encuentra en un rango de temperatura entre 677 °C a
732 °C que al ponerse en contacto con la alimentación aporta el calor suficiente
para que el crudo pueda evaporarse, llegando a una temperatura aproximada de
549 °C. Gracias a que ocurre una expansión al generarse este vapor, aporta la
suficiente fuerza motriz para movilizar el catalizador a lo largo del reactor. También
se cuenta con boquillas de inyección, en donde se les conecta vapor de dispersión
que ayuda a atomizar la carga, mejorando el contacto entre el catalizador y la
carga vaporizada. El calor del catalizador caliente proveniente del regenerador,
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también aporta el calor necesario para mantener la temperatura del reactor, ya
que las reacciones que se llevan a cabo son endotérmicas.
En esta fase es en donde ocurren las diferentes reacciones químicas de
desintegración en la superficie del catalizador. El tiempo de reacción entre el
catalizador y la alimentación es aproximadamente de 3 segundos. (Montgomery J.
A., 1993)
La temperatura de salida del Riser, depende principalmente de la cantidad de
catalizador que entra al reactor, gracias a una válvula de control llamada “Válvula
corredora para regenerador”. (Sadeghbeigi, 2012)
Dependiendo de las temperaturas de la alimentación precalentada, la cama del
regenerador y la salida del riser, se tiene una relación en peso entre el catalizador
y el gasóleo de alimentación entre 4:1 a 10:1. (Sadeghbeigi, 2012)
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Figura 2-2 Sección de alimentación del Riser
A estas condiciones dentro del reactor, se llevan a cabo las siguientes reacciones:
Desintegración.
Isomerización.
Hidrogenación.
Deshidrogenación.
Alquilación.
Desalquilación.
Ciclación.
Desciclado.
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2.2.2 Reacciones
Las reacciones que se llevan a cabo en el reactor son promovidas gracias al
catalizador que cuenta con sitios activos de carácter ácido.
Estos sitios ácidos favorecen la ruptura de enlaces carbono-carbono formando
carbocationes. (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012)
Reacciones de desintegración (Se producen moléculas más pequeñas)
Desintegración de parafinas para dar olefinas y parafinas más pequeñas
Cm+nH2[(m+n)]+2 CmH2m + CnH2n+2
(Parafina) (Olefina) (Parafina)
Desintegración de olefinas para dar olefinas más pequeñas
Cm+nH2(m+n) CmH2m + CnH2n
(Olefina) (Olefina) (Olefina)
Escisión de la cadena lateral de un aromático
Ar-Cm+nH2(m+n)+1 Ar-CmH2m-1 + CnH2n+2
(Alquiloaromático) (Parafina)
Desintegración de naftenos para dar olefinas y naftenos más pequeños.
C(m+n)H2(m+n) CmH2m + CnH2n
(Nafteno) (Nafteno) (Olefina)
(Aromático con cadena lateral de olefina)
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Reacciones de isomerización (Ocurre un rearreglo molecular)
Cambio de enlace de las olefinas
x- CnH2n y- CnH2n
( “x” y “y” son diferentes ubicaciones de la olefina)
Olefina “normal” a iso-olefina
n- CnH2n i- CnH2n
Parafina “normal” a iso-parafina
n- CnH2n+2 i- CnH2n
Ciclohexano a ciclopentano
C6H12 C5H9-CH3
(Nafteno) (Nafteno)
Reacción de transferencia de hidrógenos (Se producen compuestos
aromáticos)
Parafinas y olefinas convertidas a compuestos aromáticos y otras parafinas.
CnH2n + CmH2m ArCxH2x+1 + CpH2p+2
(Nafteno) (Olefina) (Aromáticos) (Parafina)
Donde x = m + n – 6 – p
Reacciones de deshidrogenación
n-CmH2m+2 CmH2m + H2
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Reacciones de desalquilación
i-CnH2n-1 + CmHm-1 Ar + C(n+m-6)H2(n+m-6)
Condensación aromática
Ar-CHCH2 + R1CH-CHR2 Ar – Ar + H2
2.3 Desgasificador/Agotador (Disengager/ Stripper)
El catalizador se transporta a lo largo del riser hasta el final, trayendo consigo
hidrocarburos pesados y coque, depositado en su superficie, producido por
reacciones no deseadas. Para poder remover estas impurezas de la superficie del
catalizador gastado, este entra a la zona de ciclones llamados Ciclones del
Reactor y Ciclones del Desgasificador. Los ciclones se encargan de separar el
catalizador de los vapores de reacción, evitando que las reacciones de craqueo
continúen y se produzca un sobre-craqueo. La eficiencia típica de separación del
sistema de ciclones es aproximadamente del 99.99% (Torres Moreno , 2010)
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Figura 2-3 Sistema de ciclones de dos etapas
El catalizador separado en los Ciclones del Reactor y en los Ciclones del
Desgasificador, se descarga hacia el agotador.
Este catalizador gastado es mandado a la sección del Agotador donde es puesto
en contacto con vapor a contracorriente, con la finalidad de eliminar de los poros
del catalizador hidrocarburos pesados adsorbidos.
Figura 2-4 Agotador de dos etapas
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2.4 Regenerador (Regenerator)
El catalizador es enviado al regenerador donde se quema el coque depositado en
su superficie con el fin de restablecer su actividad. En esta sección, para poder
llevar acabo la reacción de combustión se agrega aire como medio oxidante. El
coque es oxidado a CO2 y CO como productos principales y como productos
secundarios se producen SOx y NOx (Marín Castellanos , 2010)
Tabla 2-1 Calor de combustión
Reacciones Calor de combustión
Kcal/kg C, H2 o S BTU/lb C, H2 o S
C+12
O2→CO 2200 3968
CO +12
O2→CO2 5600 10100
C+O2→CO2 7820 14100
H2+12
O2→H2O 28900 52125
S+xO →SOx 2209 3983
N+xO →NOx 2209 3983
El catalizador gastado tiene una composición de coque entre 0.4-2.5% en masa.
Después del proceso de oxidación, el catalizador tiene una composición de coque
aproximadamente de 0.05% en masa. Una vez llevado el proceso de oxidación en
el regenerador, el catalizador caliente es regresado a la entrada del riser
completando el ciclo de reacción-regeneración. El calor proporcionado al
catalizador por la reacción de oxidación es suficiente para calentarlo
aproximadamente a 538 °C (1000 °F) y utilizar este calor para evaporar el crudo
de alimentación al reactor.
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2.5 Sección de la fraccionadora principal
La fraccionadora principal es la responsable de separar los productos del
convertidor en hidrocarburos ligeros, aceites cíclicos ligeros y decantados. Es la
primera separación de los productos desintegrados en el reactor. Sus principales
productos son: gases ligeros (C1-C4), gasolina no estabilizada (C5+ 220 °C), nafta
pesada, aceite cíclico ligero y residuo.
Otras de las funciones que tiene la fraccionadora principal es recuperar la energía
térmica de la mezcla sobrecalentada de productos provenientes del Convertidor.
Esto se logra gracias a los sistemas de extracción de calor laterales (pump-
around) encontrados en la torre. El sistema “pump-around” y el reflujo del domo
inducen el reflujo necesario en la fraccionadora para alcanzar el grado de
fraccionamiento deseado entre la gasolina y el aceite cíclico ligero. (Montgomery
J. A., 1993)
En el domo de la fraccionadora principal, el gas destilado pasa a través de un
sistema de enfriamiento donde este flujo alcanza una temperatura promedio de 40
°C. En esta sección de la fraccionadora principal se obtienen tres productos: gas
húmedo (se llama asi porque este gas contiene compuestos que todavía pueden
ser condensados aumentando la presión y extrayendo calor), agua amarga y
gasolina no estabilizada. Parte de esta gasolina es enviada al domo del
absorbedor primario y la otra parte es retomada a la parte superior del plato 1 de
la fraccionadora.
Parte de la Nafta Pesada es utilizada como aceite pobre en el Absorbedor
Secundario, donde se inyecta en la parte superior de este con la finalidad de
recuperar cantidades significativas de material en el rango de ebullición de
componentes C4 y C5. Ahora siendo aceite rico, esta corriente entra a la
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fraccionadora principal para poder recuperar los componentes C4 y C5.
(Montgomery J. A., 1993)
El Aceite Cíclico Ligero es retirado del plato 12 de la Fraccionadora Principal y es
enviado a un Agotador. En el Agotador, por medio de una corriente de vapor se
pretende despojar del aceite los componentes ligeros logrando el punto de
inflamación deseado de este. La corriente del domo del Agotador es regresada a
la fraccionadora principal. El Aceite Cíclico Ligero producto del Agotador, es
enfriado y se manda al límite de batería para su almacenamiento (Chang,
Pashikanti, & Liu, 2012)
Figura 2-5 Configuración típica de la fraccionadora principal
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2.6 Sección de recuperación de vapores
Los productos ligeros de la Fraccionadora son recuperados en la Sección de
Recuperación de Vapores (VRU) en donde, mediante la utilización de compresión,
absorción y fraccionamiento, se separa en Gasolina, Butilenos, Propileno, Propano
y Gas Combustible.
El gas húmedo proveniente del domo de la fraccionadora principal contiene una
gran cantidad de compuestos C3’s y C4’s, y algo de componentes C5 a C7+, por lo
que es necesario recuperar estos productos del gas húmedo. (Chang, Pashikanti,
& Liu, 2012)
El gas húmedo es enviado al compresor de gas húmedo, donde se comprime y
enfría con la finalidad de separar y recuperar gas seco, C3’s y C4’s y gasolina no
estabilizada. Este flujo es dirigido a un tanque flash de alta presión, donde se
forman tres fases: gas, líquido y agua residual. El gas proveniente del tanque flash
es llevado al absorbedor primario donde la gasolina no estabilizada proveniente de
la torre fraccionadora, es bombeada al domo. Los compuestos C3 y componentes
más pesados en el gas húmedo, son absorbidos en la gasolina no estabilizada.
Este flujo es regresado al tanque flash de alta presión.
El gas del domo del absorbedor primario es llevado al absorbedor secundario,
donde los componentes C3 remanentes y los componentes más pesados son
removidos de los vapores por absorción teniendo como aceite pobre a la nafta
pesada, proveniente de la torre fraccionadora previamente enfriada. El gas de
salida del domo del absorbedor secundario es llamado gas seco, porque todos los
componentes condensables ya fueron retirados. El producto del fondo de la torre
de absorción secundaria es regresado a la fraccionadora principal, ya que
contiene una gran cantidad de compuestos en el rango de ebullición de C4’s y
C5’s. Esta corriente es llamada aceite rico. (Montgomery J. A., 1993)
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El producto líquido del tanque flash de alta presión es llevado a una columna de
agotamiento donde se separan los componentes C2’s en el domo y C3’s -C4’s, y
gasolina en el fondo. El producto del domo es regresado al tanque flas de alta
presión y el producto del fondo es enviado a una desbutanizadora.
En la desbutanizadora se separa los componentes C3’s -C4’s por el domo y la
gasolina por el fondo. La gasolina desbutanizada es tratada para remover el azufre
y llevada a la mezcla de gasolinas.
Los componentes C3 y C4 son llevados al depropanizador. Los C3 son en su
mayoría, removidos del domo y los componentes C4 son removidos del fondo y
llevados al límite de batería (frontera del sistema) para su almacenaje.
Los componentes C3 que en su mayoría son propileno y propano, son llevados a
una torre fraccionadora para su separación. En esta sección se obtiene propileno
por el domo y propano en el fondo. Estos productos son llevados al límite de
batería para su almacenamiento. (Montgomery J. A., 1993)
Figura 2-6 Diagrama típico de la planta de gas
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2.7 Catalizador
El catalizador utilizado en la FCC es un polvo fino y poroso, compuesto
principalmente de óxidos de silicio y alúmina. La acidez del catalizador está
relacionada con el alúmina ya que funciona como un ácido de Lewis. Estos sitios
ácidos que componen al catalizador, son en donde se llevan a cabo las reacciones
de desintegración gracias a la formación de carbocationes. (Montgomery J. A.,
1996)
En las refinerías es común que se adicione catalizador nuevo o fresco a la unidad
FCC ya que el catalizador usado o llamado en “equilibrio” contiene contaminantes
en su superficie, ocasionando que pierda su actividad, lo hace menos selectivo,
sufre una pérdida de su superficie y se reduce el tamaño de la celda unidad.
(Montgomery J. A., 1996)
En comparación con los catalizadores amorfos de alúmina-sílica, las zeolitas han
mostrado ser más útiles, ya que muestran una mayor actividad y selectividad.
(Sadeghbeigi, 2012)
La Zeolita conocida también como Faujasita es el principal componente del
catalizador en la FCC. Se puede encontrar en la naturaleza, pero debido a la
escases de esta, se tiene que sintetizar en forma sódica (estándar-Y) por
cristalización de aluminio de sodio y silicato de sodio.
El rendimiento del catalizador depende en gran medida de la naturaleza y calidad
de la zeolita.
Las zeolitas son aluminosilicatos cristalinos, su estructura unitaria está basada en
una red tridimensional constituida por tetraedros de O2-, Si4+ y Al3+ (figura 2-7) Los
tetraedros forman octaedros truncados que al unirse forman primas hexagonales
(figura 2-8). A la estructura que comprende la zeolita es llamada “celda unidad”
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(UC) (figura 2-9).La apertura de la unidad tiene un tamaño aproximado de 8 Å.
Esto significa que moléculas con un tamaño mayor a este, serán difíciles de
desintegrar. (Montgomery J. A., 1993) (Sadeghbeigi, 2012)
Figura 2-7 Estructura unitaria Silicio/alúmina-oxígeno tetraédrica
Los catalizadores de desintegración están formados básicamente de un
componente activo y de una matriz. El componente activo está constituido por un
silicoaluminato cristalino denomiado Zeolita o Faujasita Y, presentando el 10-40%
peso del catalizador.
Figura 2-8 Esquema geométrico de la estructura unitaria de la zeolita
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Figura 2-9 Celda unidad de la zeolita
La arcilla dentro del catalizador sirve como medio de integrador físico, ya que le
provee de un medio para la transferencia de calor, resistencia mecánica,
densidad a la partícula para lograr medio de fluidización óptimo.
La matriz activa tiene actividad catalítica pero es distinta a la zeolita. En esta zona
del catalizador, promueve una primera desintegración de componentes de mayor
peso molecular, ya que el tamaño de estos poros es aproximadamente de 500 Å,
facilitando la difusión de estos hidrocarburos a los sitios activos de la zeolita.
Otra función de este componente es que puede retener cierta cantidad de vanadio
y nitrógeno básico que son compuestos que desactivan a la zeolita.
El aglutinante une todos los componentes del catalizador. No tiene ninguna
actividad sobre el mismo y puede mejorar la concentración de zeolitas.
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2.7.1 Contaminantes que afectan al catalizador
Uno de los factores importantes a considerar cuando se elige un catalizador para
el proceso, es saber qué tipos de efectos producen los contaminantes del crudo al
catalizador. La tendencia es que las refinerías están tratando de convertir crudos
cada vez más pesados con mayor nivel de impurezas en productos con un mayor
valor agregado. Estas impurezas tienen un efecto negativo en el catalizador ya
que lo pueden llegar a desactivar. El desempeño de toda la unidad también se
puede ver afectada, ya que muchos de estos compuestos o sus productos de
reacción son corrosivos, de bajo valor comercial y/o pueden causar problemas
ambientales al desecharlos. (Sadeghbeigi, 2012)
Los principales contaminantes son:
Nitrógeno
Azufre
Níquel
Vanadio
Estos contaminantes existen como compuestos orgánicos dentro del crudo.
(Torres Moreno , 2010)
Nitrógeno
El nitrógeno total que entra a la unidad catalítica se puede catalogar de dos
formas: el nitrógeno básico y no básico.
El nitrógeno básico actúa como veneno temporal del catalizador ya que desactiva
sus componentes ácidos, reduciéndose los sitios para promover las reacciones de
desintegración.
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Una alimentación con una concentración por debajo de 1000 ppm de nitrógeno
total se considera no perjudicial para la actividad, pero si la concentración supera
los 1500 ppm la actividad se verá afectada.
El catalizador se reactiva una vez que el nitrógeno adsorbido es quemado en el
regenerado. El 95% del nitrógeno es convertido a óxidos de nitrógeno (NOx).
Compuestos como amoniaco (NH3) y cianuro (CN-) son producidos en el riser.
Azufre
La alimentación de la FCC contiene azufre en forma de compuestos orgánicos
como mercaptanos, sulfuros y tiofenos.
Es un compuesto indeseable ya que aproximadamente el 50% de este es
convertido a H2S, siendo un compuesto con una alta capacidad de corrosión
poniendo en peligro la integridad de muchos equipos en la refinería. Los costos de
tratamiento de los productos que contienen H2S también se incrementan.
El contenido de azufre para la gasolina (C5+ 220°) producto de la FCC, será
aproximadamente del 10% del contenido en la carga fresca, pero se incrementará
si el punto final de ebullición está por arriba de 220 °C.
Níquel
El níquel al entrar en contacto con el catalizador, se deposita en la matriz de este,
provocando que se promuevan las reacciones de deshidrogenación. Estas
reacciones producen olefinas más inestables, que tienden a realizar reacciones de
polimerización, produciendo componentes pesados como coque. También se
genera hidrógeno en grandes cantidades, generando un problema en el proceso
ya que se aumenta la carga del compresor de gases húmedos provocando que
pueda rebasar su capacidad de compresión.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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28
Se utiliza antimonio para pasivar el efecto del níquel en el catalizador de equilibrio,
comúnmente para valores mayores de 1000 ppm.
Vanadio
El vanadio también promueve reacciones de deshidrogenación pero menos que el
Níquel.
Se considera al vanadio como un veneno severo ya que puede llegar a destruir la
estructura de la zeolita permanentemente. A las condiciones normales de
operación del regenerador, los compuestos de vanadio son oxidados y muchos de
ellos son derretidos permitiendo la destrucción de la zeolita.
La severidad del envenenamiento por vanadio depende de los siguientes factores:
Concentración de vanadio: Concentraciones arriba de 2000 ppm en el
catalizador de equilibrio produce pasivación.
Temperatura del regenerador: Temperaturas superiores a 677 °C en el
regenerador exceden el punto de fusión de los óxidos de vanadio,
incrementado su movilidad hacia los sitios zeolíticos.
Modo de combustión: Los regeneradores de combustión completa
producen un catalizador limpio, incrementando la producción de pentóxido
de vanadio por el exceso de oxígeno.
Sodio: El vanadio y el sodio reaccionan para formar el vanadio de sodio.
Esta mezcla tiene un punto de fusión bajo de 649 °C e incrementa la
movilidad del vanadio.
Vapor: El vapor reacciona con el pentóxido de vanadio para formar ácido
vanádico volátil que a través de la hidrólisis, extrae la alúmina tetraédrica en
la estructura cristalizada de la zeolita provocando que se colapse.
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29
Tipo de catalizador: El contenido de alúmina, el contenido de tierras raras
y el tipo y cantidad de zeolita, afecta la tolerancia del catalizador al
envenenamiento por vanadio.
Relación de adición de catalizador: Una alta relación diluye la
concentración de metales y permite un menor tiempo para que el vanadio
se oxide completamente.
2.8 Cinética de las reacciones
La cantidad de compuestos químicos que participan en las reacciones de
desintegración catalítica hace imposible el correcto modelamiento cinético dentro
del reactor. Para poder modelar correctamente este comportamiento, se necesita
“agrupar” varios compuestos químicos dentro de uno solo pseudocomponente
(lump), donde deben mostrar algunas o varías propiedades en común (punto de
ebullición, peso molecular, reactividad, etc). Así se logra desarrollar un
modelamiento cinético basado en una secuencia de reacciones simplificada.
(Araujo Monroy , 2000)
Modelo de reacción de tres lumps
Unos de los primeros modelos cinéticos de desintegración catalítica fue estudiado
por Weekman, donde comprendía solo tres lumps; gasóleo, gasolina (C5-221°C) y
gases más coque, con sus respectivos coeficientes de rapidez de reacción.
(Ancheyta Juarez , 1998)
Figura 2-10 Modelo de 3 lumps
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30
El lump “gasóleo”, representa la carga anterior al rango del punto de ebullición de
la gasolina, el lump “gasolina”, corresponde al rango del producto gasolina y el
lump “gases más coque” representa el coque y los productos C1-C4.
Para este modelo se consideró una reacción de segundo orden para la
desintegración de gasóleo (y1) y de primer orden para la gasolina (y2):
dy1dt
=-k1y12∅-k3y1
2∅=-(k1+k3)y12∅=-k0y1
2∅
dy2dt
=k1y12∅-k2y2 ∅=(k1y1
2-k2y2 )∅
dy3dt
=(k3y12-k2y2 )∅
∅ = es la función de decaimiento del catalizador ∅=e-kdtc
La sencillez del modelo, permite obtener resultados de manera rápida al modificar
las variables de operación, permitiéndonos evaluar los parámetros cinéticos.
Uno de los problemas sobre este modelo, es que se agrupa al coque con los
gases, impidiendo que se realice un análisis confiable sobre la desactivación del
catalizador por la cantidad del coque producido.
A lo largo del tiempo, se han presentado diferentes propuestas sobre la cantidad
de lumps para el análisis cinético del reactor, en la mayoría de ellos, se deja al
coque como un solo lump para poder analizar su comportamiento.
Algunos de estos modelos, son presentados a continuación:
Modelo de reacción de cuatro lumps
Muchos autores se han basado en el modelo de Weekman donde se separa el
coque del lump de gases para un mejor análisis y predecir su rendimiento de
forma independiente. (Araujo Monroy , 2000) (Ancheyta Juarez , 1998)
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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31
Figura 2-11 Modelo de 4 lumps
Los rendimientos de gasóleo (y1) y gasolina (y2) son similares a las ecuaciones
propuestas por Weekman con los siguientes valores para las constantes cinéticas:
k0=k1+k3
k3=k3,1+k3,2
k2=k2,1+k2,2
Para los gases (y3) y el coque (y4) se tienen las siguientes ecuaciones de rapidez
de reacción:
dy3dt
=(k3,1y12-k2y2 )∅
dy4
dt=(k3,2y1
2-k2,2y2 )∅
Modelo de reacción de cinco lumps
Maya-Yescas y López-Isunza, propusieron un modelo cinético de cinco lumps para
la simulación dentro del reactor de FCC. Los lumps propuestos son: gasóleo de
vacío (gol, Peb>342 °C), gasóleo ligero (gli, Peb: 217-342 °C), gasolina (ga
Peb=217°C), gases volátiles (gv) y coque (Ancheyta Juarez , 1998)
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32
Figura 2-12 Modelo de 5 lumps
Modelo de reacción de seis lumps.
Este modelo fue propuesto por Takatsuka en donde se pretende hacer un mejor
modelamiento de la cinética del reactor. Este modelo incluye el residuo de la
destilación al vacío y aceite en suspensión de coque en un solo lump (VR/CSO),
aceite cíclico pesado (HCO), LCO (aceite cíclico ligero), gasóleo ligero (VGO),
coque y gasolina (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012)
Figura 2-13 Modelo de 6 lumps
En los modelos anteriores, el criterio para definir los lumps fue el punto de
ebullición. Sin embargo, existe otra manera de definirlo. Nos referimos a modelos
que pretenden una descripción más detallada de la carga de alimentación del
gasóleo, y de los productos más importantes de las reacciones de desintegración.
Esta forma es agrupar los componentes en familias químicas comunes en el crudo
de petróleo como las parafinas, olefinas, naftenos, etc.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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33
Modelo de reacción de diez lumps.
El modelo de diez lumps, fue propuesto por Jacob en 1976. En este estudio se
separa al gasóleo de carga en especies agrupadas en parafinas, naftenos y anillos
aromáticos. Además, se introduce el efecto de la cantidad de nitrógeno presente,
el decaimiento de la activada del catalizador y rangos de punto de ebullición como
en los modelos con un número menor de lumps. En este modelo las constantes
cinéticas se mantienen independientes de la composición de la carga.
En este aspecto es muy importante, ya que gracias a este tipo de modelo, se
puede predecir el comportamiento de la desintegración para una gran variedad de
composiciones en la alimentación y conocer el rendimiento y selectividad de los
productos importantes como la gasolina y gases ligeros. (Araujo Monroy , 2000)
Figura 2-14 Modelo de 10 lumps
Dónde:
PI = Fracción en peso de los componentes parafínicos contenidos en un intervalo
de ebullición entre 211-343 °C
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34
NI = Fracción en peso de los componentes nafténicos contenidos en un intervalo
de ebullición entre 211-343 °C
CAl = Fracción en peso de los componentes con anillos aromáticos contenidos en
un intervalo de ebullición entre 211-343 °C
AI = Fracción en peso de los componentes con grupos sustituyentes aromáticos
contenidos en un intervalo de ebullición entre 211-343 °C
Ph = Fracción en peso de los componentes parafínicos que presentan puntos de
ebullición mayores a 343 °C
Nh = Fracción en peso de los componentes nafténicos que presentan puntos de
ebullición mayores a 343 °C
CAh = Fracción en peso de los componentes con anillos aromáticos que presentan
puntos de ebullición mayores a 343 °C
Ah = Fracción en peso de los componentes con grupos sustituyentes aromáticos
que presentan puntos de ebullición mayores a 343 °C
G = Fracción en peso de la gasolina (componentes contenidos en el intervalo de la
gasolina con un punto de ebullición aproximadamente de 211°C)
C = Fracción en peso de coque (componentes en el intervalo de C1-C4 más el
coque)
Modelo de reacción de 21-lumps
El modelo de 21-lumps fue desarrollado por AspenTech (aspentech, 2011), con la
finalidad de poder modelar con mayor exactitud las reacciones llevadas a cabo en
el riser de la FCC. Este modelo es muy similar al modelo de diez lumps
desarrollado por Jacob, porque se hace un agrupamiento de los componentes en
base al punto de ebullición y al tipo de compuesto químico, con la diferencia que
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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35
en el modelo desarrollado por AspenTech, incluye un lump para los componentes
pesados (especies con un punto de ebullición superior a 510 °C), divide los lumps
de compuestos aromáticos en dos: compuestos aromáticos con cadenas laterales
y compuestos aromáticos con múltiples anillos; divide el lump de coque en dos:
coque producido por las reacciones de craqueo (coque cinético) y coque
producido por la actividad de metales (coque-metal). (Chang, Pashikanti, & Liu,
2012)
Figura 2-15 Modelo de 21 lumps
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36
Tabla 2-2 Modelo de 21 lumps
Lumps Rango de temperatura de
ebullición
Gases ligeros “C” <C5
Gasolina “G” C5 -221 °C
Parafinas ligeras “Pl”
221-343 °C
Naftenos ligeros “Nl”
Aromáticos ligeros con una cadena lateral “Asl”
Aromáticos ligeros con un anillo “Ar1l”
Aromáticos ligeros con dos anillos “Ar2l”
Parafinas pesadas “Ph”
343-510 °C
Naftenos pesados “Nh”
Aromáticos pesados con una cadena lateral
“Ash”
Aromáticos pesados con un anillo “Ar1h”
Aromáticos pesados con dos anillos “Ar2h”
Aromáticos pesados con tres anillos “Ar3h”
Parafinas residuales “Rp”
+510 °C
Naftenos residuales “Rn”
Aromáticos residuales con una cadena lateral
“Ras”
Aromáticos residuales con un anillo “Ra1”
Aromáticos residuales con dos anillos “Ra2”
Aromáticos residuales con tres anillos “Ra3”
Coque cinético (producido por reacciones de
desintegración) “Kcoke” Coque
Coque Metal (Producido por la actividad de los
metales en el catalizador) “Mcoke”
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37
Modelo cinético de Froment
Existe un método más exitoso propuesto por Froment llamado evento simple. Este permite una descripción “mecanicista” de la desintegración catalítica. Está basado en los mecanismos conocidos de las varias reacciones que involucran iones carbenio. Toma en cuenta diferentes reglas, el número de constantes desconocidas no es muy grande (cerca de 50), y un método de determinación de ellas, usa algunas reacciones claves de hidrocarburos puros. No obstante la aplicación del método evento simple está lejos de alcanzar debido a la complejidad analítica y las limitaciones computacionales. Además el ensuciamiento por coque no es considerado.
Los modelos mecanísticos tratan a los compuestos intermedios de reacción como iones y radicales libres que ocurren en proceso catalítico de la FCC. Teorías de transición de estado ayudan a cuantificar la contante de rapidez de reacción involucrada en la adsorción, reacción y desorción que se llevan a cabo en la superficie del catalizador. Froment y colaboradores han sido pioneros en el uso de cada modelos en una refinería y han desarrollado un modelo de craqueo catalítico para el gasóleo a vacío. (Rivera Toledo, 2003) (Froment , Bischoff, & De Wilde, 2011)
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38
Capítulo 3
Simulación
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39
3.1 Descripción del proceso
La Unidad Catalítica FCC N° 2 (U-13000) está diseñada para procesar 42000
BSPD de carga de una mezcla de Gasóleos Pesados Atmosféricos, de Vacío y de
Coquización, provenientes de un crudo tipo Maya. La unidad permite la reacción
de la mezcla de gasóleos para producir productos intermedios y finales, tales
como: Gas combustible, Propileno de alta pureza, Propano, mezcla de Butenos,
Gasolina, Aceite Cíclico Ligero, Aceite Cíclico Pesado (que puede ser utilizado
como diluente de Combustóleo y Aceite Decantado).
El carbón formado en la reacción es quemado, aprovechando el calor de la
reacción para generar Vapor de Alta Presión. La unidad está diseñada para operar
a una conversión no menos a 84% peso. (Basada en un punto de corte de
gasolina de 220 °C). El objetivo de la unidad es maximizar el rendimiento hacia
gasolinas y olefinas
Un componente importante de la unidad Catalítica FCC N° 2 es el Convertidor, el
cual es una tecnología avanzada (Orthoflow Cracking Technology) con ciclones
cerrados (closed cyclons), desarrollada conjuntamente por KELLOGG y MOBIL. El
Convertidor se divide en tres secciones básicas: Rector (Riser),
Desgasificador/Agotador (Disengager/ Stripper) y Regenerador (Regenerator).
En este tipo de Convertidor, el catalizador en polvo fluye del Reactor, donde la
reacción de craqueo se lleva a cabo y se deposita carbón en su superficie; a
través del Desgasificador/Agotador hacia el Regenerador, donde el catalizador es
regenerado al ocurrir la combustión del coque. Una vez limpio de coque, el
catalizador es regresado al Reactor.
La carga es precalentada y entra en contacto con catalizador caliente. El
catalizador es separado de los productos de la reacción en el Desgasificador y
regenerado por el quemado del carbón. El catalizador regenerado es recirculado
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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40
nuevamente a reacción. La energía térmica de los gases de combustión calientes,
producto del quemado de carbón, es aprovechada para generar Vapor de Alta
Presión.
Una vez separados del catalizador, los productos de la reacción son conducidos a
la Fraccionadora Principal para su separación y envío a almacenamiento. La
corriente de vapores del domo es una mezcla de gas y líquido. El Aceite Cíclico
Ligero y el Aceite Cíclico Pesado son separados y aprovechada su energía
térmica para intercambio de calor. (PEMEX Refinación , 2007)
3.2 Simulador ASPEN-HYSYS V.8.8
Aspen-Hysys es un simulador que permite la integración de múltiples operaciones
unitarias, expresiones de reacciones cinéticas, tiene un gran número de paquetes
termodinámicos y una gran base de datos fisicoquímicos de diferentes
compuestos químicos. Dentro del ambiente de simulación, se permite hacer un
diseño conceptual y simular cualquier proceso industrial químico, tanto en régimen
estacionario como dinámico.
En un marco general, se puede generar un esquema de proceso dentro de la
industria química, esta se puede construir en tres etapas: síntesis, simulación y
optimización. (Martínez Sifuentes , Alonso Dávila , López Toledo, Salado Carbajal,
& Rocha Uribe , 2003)
Síntesis de procesos: Es la etapa en la cual se crea la estructura básica del
diagrama de flujo, se selecciona los equipos a utilizar, y se establecen valores
iniciales de operación.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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41
Figura 3-1 Esquema general en el diseño de un proceso
Simulación de procesos: Es la etapa en la cual se requiere solucionar balances
de materia y energía para un proceso estacionario. El número de variables que
aparecen en la descripción matemática de una planta de proceso químico puede
ser tan grande como 100000, y el número de ecuaciones no lineales que deben
resolverse pueden ser del orden de miles. La ventaja de utilizar simuladores
comerciales como Hysys, es que cuenta con una gran cantidad de datos
fisicoquímicos y de transporte, que permite realizar los balances de materia y
energía, al grado de obtener resultados altamente confiables.
Optimización: En esta etapa, la optimización puede ser paramétrica o estructural.
La optimización paramétrica se realiza modificando parámetros tales como presión
o temperatura, mientras que la optimización estructural se realiza cuando se
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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42
hacen modificaciones al diagrama de flujo, involucrando a los equipos o sus
interconexiones.
3.2.1 Modelo Termodinámico
Como ya se mencionó, el Simulador Aspen-Hysys cuenta con una gran variedad
de modelos termodinámicos que nos ayudan a predecir el cambio de las
propiedades de los componentes a lo largo del proceso.
El simulador provee de ecuaciones de estado para el tratamiento de sistemas de
hidrocarburos. Se realizan por medio de modelos semi-empíricos.
En los siguientes diagramas se pueden ver los criterios generales a considerar
cuando se elige un modelo termodinámico. En este trabajo se eligió la ecuación de
Peng-Robinson, debido a que es ampliamente utilizada en el modelo de sistemas
de hidrocarburos, asimismo es ampliamente aplicable en una gran variedad de
sistemas, en un intervalo muy grande de condiciones de operación. (Zapata López
, 2013)
Figura 3-2 Paquete termodinámico Electrolitos
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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43
Figura 3-3 Paquete termodinámico "Procesamiento de aceite y gas"
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44
Figura 3-4 Paquete termodinámico "Petroquímico"
Si hay ácidos carboxílicos y se elige un paquete que utilice coeficientes viriales,
considerar un modelo de vapor para la fase vapor.
Si hay dos fases líquidas utilizar NRTL o UNIQUAC
Figura 3-5 Paquete termodinámico "Suministro de energía"
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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45
Figura 3-6 Paquete termodinámico "Refinación"
3.3 Caracterización de la carga y productos.
Aspen-Hysys contiene una gran biblioteca de compuestos que pueden ser usados
dentro de la simulación. En general contiene compuestos tradicionales, electrolitos
e hipotéticos.
El programa permite la creación de pseudocomponentes para modelar el flujo de
crudo a partir de una curva TBP, la cantidad de pseudocomponentes generados
depende de los intervalos que se desee generar.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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46
Se dispuso de datos de ensayos de laboratorio D-1160 para la carga, ensayos
D-86 para la gasolina y el aceite cíclico ligero, y cromatografía de gases para los
demás productos. (aspentech, 2011)
3.4 Variables principales de la operación.
Existen cuatro variables de operación, que afectan el grado de conversión que se
logra en la unidad FCC, que son:
Actividad del catalizador
Temperatura de salida del riser
Tiempo de contacto del hidrocarburo y el catalizador
Proporción hidrocarburos-catalizador en el riser.
Estas variables deben controlarse con el fin de evitar una desintegración excesiva
de la alimentación formándose gas y coque, provocando un uso excesivo del
catalizador. (Marín Castellanos , 2010)
Por otro lado, el balance de calor en general quedará condicionado por 3 aspectos
Los requerimientos de calor en el riser para llevar a cabo la reacción a la
conversión deseada.
La cantidad de coque formado en el catalizador, combustible que
determinará en cierta medida la temperatura que adquiera el catalizador en
el regenerador.
El flujo de catalizador regenerado caliente que es devuelto al riser.
Las variables de operación más importantes del FCC, que pueden ser controladas
directamente son:
Temperatura de riser
Flujos de recirculación
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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47
Temperatura de precalentamiento
Flujo de carga
Flujo de aire al regenerador
Flujo de reposición de catalizador.
Flujos de aire o gas para fluidización. (Torres Moreno , 2010)
3.5 Balance de materia y energía.
En este trabajo no se discute sobre el estudio de las ecuaciones de balance de
materia y energía con las cuales se modela el convertidor FCC, pero se muestran
para poder tener un mejor entendimiento sobre su comportamiento. Se
mencionarán las principales suposiciones que se citan en la literatura sobre la
obtención de dichas ecuaciones que modelan al convertidor FCC. (Marín
Castellanos , 2010) (Dhankhar & Prasad, 2014)
Consideraciones hechas para poder realizar el balance de materia:
El riser es considerado como un reactor tubular de flujo pistón.
La dispersión axial y radial dentro del reactor se considera insignificante.
La capacidad calorífica y viscosidad de todos los componentes se
consideran constantes.
La temperatura del gas y del catalizador se considera la misma en cada
sección del riser.
Vaporización instantánea de la alimentación al catalizador.
La velocidad de gas es la misma a lo largo del tubo.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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48
Figura 3-7 Corte transversal Riser
Ecuación de balance de materia:
dyidz
=AT (1-ε)ρcat ri
Fg
Donde:
( 3-1)
Fg=Fgo+Fds
Rapidez de reacción: ri = kiyiØ ( 3-3)
( 3-2)
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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49
Rapidez de desactivación del catalizador
Ø=ØKCOKEØMCOKE ( 3-4)
Dónde: ØKCOKE=e(-aKCOKE )(CKCOKE) ( 3-5) ØMCOKE=e(-aMCOKE )(CMCOKE)f(CMETALS) ( 3-6)
Ecuación de balance de energía:
Balance de energía entre las corrientes de carga de gasóleo y catalizador
regenerado.
Fcat Cpcat (T-Tcat)+ FgoCpgol (Tvap-Tgo)+ Fgo Cpgo
v (T- Tvap)+ Fgo ∆Hvap+ Fcat Cpcat (T-Tds)=0
( 3-7)
Balance de energía para el riser:
dTdz
= ∑ ri ∆Hi n
i=1 AT (1-ε)ρcat (Fg Cpg+ Fcat Cpcat)
( 3-8)
Dónde:
yi = Composición del componente i a lo largo del riser
Z = Longitud del riser
(1-ε) = Espacio vacío que no ocupa el catalizador
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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50
ρcat = Densidad del catalizador
AT= Área transversal del tubo
Fgo=Flujo másico de gasóleo de carga
Fds=Flujo másico de vapor de dispersión
Fcat = Flujo másico del catalizador hacia el riser
aMcoke= Factor de actividad de Mcoke
aKcoque= Factor de actividad de Kcoke
CKcoke= Concentración de Kcoke en el catalizador
CMcoke= Concentración de Mcoke en el catalizado
CMETALS= Concentración de metales en el catalizador
Cpcat = Capacidad calorífica del catalizador
Cpgol = Capacidad calorífica del gasóleo en fase líquida
Cpgov = Capacidad calorífica del gasóleo en fase gaseosa
Tcat = Temperatura del catalizador hacia el riser
Tds = Temperatura de vapor de dispersión
∆Hi = Entalpia de reacción de cada especie
ri = Rapidez de reacción por cada componente
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
Refinería Gral. Lázaro Cárdenas del Rio, Minatitlán, Veracruz
51
3.6 Simulación del convertidor FCC.
Datos proporcionados para realizar la simulación:
Cabe recalcar que algunos de los datos fueron obtenidos gracias a la bibliografía
proporcionada.
Tabla 3-1 “Datos necesarios para realizar la simulación”
Descripción
Crudo Origen MAYA
Porcentaje Vol. Del Total % 100
Gravedad Específica 22.2
Porcentaje de Hidrodesulfurados,
%HDS
28.4
Contenido de Azufre %p 2.02
Viscosidad, Pa.s @50° C 0.001(1)
Nitrógeno Total, %p 0.1(2)
Nitrógeno Básico, ppmp 300
Metales, ppmp 1.2(4)
Punto de Anilina, °C 80(2)
Número de Cetano (5)
Carbón Ramsbottom, %p 0.33(2)
Carbón Conradson, %p 0.33
Contenido de Sodio, ppmp <2(6)
Destilación, °C D-1160
T.I.E. 303(2)
10 %vol 362(2)
30 %vol 399(2)
50 %vol 422(2)
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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52
70 %vol 467(2)
90 %vol 536(2)
T.F.E 670(2)
1.-Pa.s @ 204.4 °C 4.- Níquel + Vanadio
2.- Valor Estimado por Kellogg 5.- No Aplica
3.- Níquel + Vanadio + Hierro 6.- Máximo Permitido
Tabla 3-2 “Servicios de vapor”
Servicios de calentamiento al reactor
Flujo Kg/h Temperatura °C Presión kPa
Vapor de dispersión 5100 335 2062
Vapor de agotamiento 7300 335 2062
Tabla 3-3 “Dimensiones del riser y regenerador”
Información del riser
Diámetro m 1
Longitud m 32
Temperatura de salida °C 549
Presión del reactor kPa 300.1
Zona de terminación del Riser
Altura m 0.350
Diametro m 1.37
Agotador del catalizador
Altura m 7.62
Diámetro m 3.048
Diámetro del anillo m 1
Información regenerador
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
Refinería Gral. Lázaro Cárdenas del Rio, Minatitlán, Veracruz
53
Diámetro de la fase diluida m 9
Diámetro de la fase densa m 6
Diámetro de la interfase m 9
Altura del ciclón de entrada m 15.24
Diámetro del ciclón de entrada m 2.284
Diámetro del ciclón de salida m 1.219
Flujo de aire al regenerador Kg/h 244138
Temperatura de la cama °C 729
Temperatura de la fase diluida °C 746
Presión del regenerador °C 296.5
En el simulador, lo primero que se necesita es especificar los componentes con
los que se trabajará. Debido a que se va a trabajar con gasóleo derivado de la
torre de destilación al vacío, es imposible cuantificar la cantidad de componentes
que lo conforma. Por esta razón, se emplea un archivo proporcionado por el
simulador, donde contiene todos los componentes básicos que comúnmente se
encuentran en los diferentes procesos de refinación.
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Figura 3-8 Elección de componentes
El paquete de fluidos que se eligió fue Peng-Robinson ya que nuestros
componentes de trabajo en su mayoría son hidrocarbonos.
Ahora procederemos a realizar la simulación en torno al convertidor.
Se elige la opción de la unidad FCC dentro de las opciones de equipos con los
que cuenta el simulador en la sección de “Refining”.
Al seleccionar la unidad FCC, se presentarán dos opciones para configurar la
unidad. En la primera se creará la unidad a partir de cero y la segunda opción nos
permite manipular la unidad a partir de un archivo existente.
Al realizar la simulación en base a un archivo existente, no se necesitará asignar
valores para dimensionar la unidad y no se tendrá que elegir la configuración del
catalizador, ya que el archivo contiene precargado estos datos para realizar la
simulación.
Se eligió crear la unidad para poder obtener mejores resultados, proporcionando
los datos dados para la simulación.
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Figura 3-9 Configuración de la unidad FCC
Al seleccionar la opción “Configure a New FCC Unit”, se podrá elegir la forma en
que se encontrará constituido el riser y generador de la unidad
Figura 3-10 Configuración de la unidad FCC
Al elegir las opciones correspondientes, se podrá configurar la unidad. Se eligió la
unidad FCC con un riser, un regenerador de una etapa (one-stage) y sin la
configuración del fraccionador.
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56
Se necesita dar especificaciones de la unidad como la geometría y las pérdidas de
calor.
En este caso, las pérdidas de calor en la unidad son cero, esto por el hecho a que
se supuso que la unidad opera de forma adiabática.
Figura 3-11 Especificar geometría.
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Figura 3-12 Especificar pérdidas de calor en la unidad.
Después de completar la configuración básica de la unidad FCC, se procede a
especificar los detalles de la alimentación.
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58
Figura 3-13 Especificar detalles de la alimentación
La opción “Feed Type Library” corresponde a los datos del ensayo del crudo.
Haciendo click en el botón “importa” el archivo a seleccionar será el
correspondiente a un gasóleo vacío que es “fccfeed_vgo.csv”. Este archivo
contiene datos sobre los distintos cortes del crudo según el porcentaje que ocupa
cada uno dentro de la mezcla. Estos datos pueden ser modificados si se
requiriera.
Podemos notar que podemos incluir varias alimentaciones en el mismo modelo. Si
la alimentación del FCC es una combinación de varias fuentes de residuo dentro
de la refinería, se recomienda usar el archivo “fccfeed_resid.csv”.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Figura 3-14 Asignar el tipo de alimentación.
Figura 3-15 Librería de los tipos de la alimentación de la FCC.
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Posteriormente en la opción “properties” se agregarán los datos correspondientes
a la caracterización del crudo (grados API, gravedad específica, tipo de
destilación, nitrógeno total, contenido sulfúrico, Residuo Conradson Carbon
Residue “Concarbo”, contenido de metal “vanadio, níquel, sodio, hierro y cobre”).
Estos datos son proporcionados del manual de operación de la unidad FCC de
Minatitlán.
Figura 3-16 Ventana de propiedades del crudo
Después se necesita seleccionar el tipo de catalizador en el reactor.
Seleccionamos la opción “Catalyst” en la ventana de la sección del reactor.
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61
Figura 3-17 Elección del catalizador
El catalizador contiene factores de calibración responsables de la distribución de
gases ligeros, pequeños ajustes a las características de la mezcla y la distribución
de coque producido por los metales en el catalizador.
La biblioteca de catalizadores contiene catalizadores de diferentes fuentes.
Figura 3-18 Biblioteca de catalizadores
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Para la simulación, se decidió utilizar el catalizador A/F-3, como un catalizador
base. Aunque en el simulador se permita modificar las características de cualquier
catalizador precargado en la base de datos, en este caso no se contó con datos
que pudieran describir los catalizadores utilizados en PEMEX refinación para esta
planta.
Habiendo seleccionado el catalizador, se desplegará un resumen de las
características de este, pudiendo utilizar esta información para compararla con las
características proporcionadas por el fabricante del catalizador. No es necesario
utilizar una coincidencia exacta (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012)
Figura 3-19 Configuración del catalizador
Una vez hecho esto, se ingresa los datos del catalizador en las opciones de
“blend” y “activity”.
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Figura 3-20 Factor de actividad del catalizador y contenido en equilibrio de metales.
Por último, dentro de la pestaña “operation” se registran los datos
correspondientes a la operación del convertidor.
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64
Figura 3-21 Especificación del crudo de entrada
Estos son los datos necesarios que el simulador necesita para poder resolver el
convertidor catalítico de la FCC.
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Capítulo 4
Resultados y Análisis de
Resultados
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La tabla 4-1 y la tabla 4-2 muestran los resultados de la simulación sólo del
convertidor y después del sistema de separación, comparados con los datos
reales de la planta, respectivamente.
En la figura 4-3 se muestra el esquema final con el que se realizó la simulación de
la Unidad Catalítica FCC N° 2 (U-13000).
Tabla 4-1 Resultados del convertidor
Datos reales Datos simulador ERROR
% Volumen
% Peso
% Volumen
% Peso
Volumen Peso
Conversión 85.1 83.7 84.00 82.92 1.3% 0.9% Gasolina (C5-220°C ASTM EP) 50.5 41.7 48.34 40.72 4.3% 2.4% Butanos : 26.7 17.3 i-butano 7.3 4.5 7.65 4.70 4.8% 4.4% n-butano 1.6 1 1.81 1.15 13.4% 15.4% Propano 4.6 2.5 4.21 2.33 8.5% 7.0% Propileno 16.9 9.6 17.79 10.05 5.3% 4.7% Aceite Cíclico Ligero (350°C ASTM 90 % LV)
11 11.7 11.09 11.07 0.9% 5.4%
Fondo de la Fraccionadora 3.9 4.6 4.90 6.01 20.4% 23.5% Coque 6.88
6.41
6.9% Etanos y Livianos 4.69 4.32 8.0% Hidrógeno 0.18 0.15 18.0% Metano 1.4 1.37 2.5% Etano 1.08 0.95 11.8% Etileno 2.03 1.85 8.8% Sulfuro de Hidrógeno 1.03 1.88 45.2%
Los datos obtenidos del simulador, comparados con los datos que se reportan en
las bases de diseño, son similares, obteniendo un porcentaje de error en la
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conversión total menor 1.5 % en fracción volumen y menor al 1 % en fracción
masa. La conversión total se define como:
Conversión = 100% - porcentaje ACL - porcentaje de fondos
Tabla 4-2 Resultados del sistema de separación
GAS COMBUSTIBLE AMARGO Real Simulación Error
kmol/h 1004.35 1119.78 11.49%
presión kPa 1596 1597.33 0.08%
T °C 46.1 56.93 23.50%
C4 LPG
kmol/h 707 824.00 16.55%
presión kPa 1856.33 1856.33 0.00%
T °C 38.6 38.60 0.00%
Propileno
kmol/h 560.7 352.00 19.39%
presión kPa 2037 2037.51 0.03%
T °C 50 50.00 0.00%
Propano
kmol/h 126 109.63 12.99%
presión kPa 2141 2141.33 0.02%
T °C 60 60.39 0.65%
Gasolina Inestabiliazada
kmol/h 702.56 878.32 25.02%
presión kPa 137.3 185.33 34.98%
T °C 40.5 40.00 1.24%
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Aceite cíclico ligero
kmol/h 138.48 138.00 0.35%
presión kPa 206.3 198.53 3.77%
T °C 236 212.00 10.17%
Fondo de la fraccionadora
kmol/h 46.56 39.44 15.30%
presión kPa 207 207.33 0.16%
T °C 360.20 360.00 0.06%
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Figura 4-1 Curva D-86 ACL
Tabla 4-3 Comparación entre los datos de la simulación y reales
ACL % Real Simulación ERROR 0 190.6 178.85 6.17% 5 223.9 246.60 10.14%
10 240.6 247.80 2.99% 30 260 257.92 0.80% 50 286.7 282.18 1.58% 70 304.4 299.62 1.57% 90 328.3 321.94 1.94% 95 337.8 332.54 1.56%
100 356.7 362.18 1.54%
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
Tem
pe
ratu
ra °
C
Destilado %
ACL Real ACL Simulación
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Figura 4-2 Curva D-86 Gasolina
Tabla 4-4 Comparación entre los datos de la simulación y reales
Gasolina % Real Simulación Error 0 -- 15 -- 5 53.3 28.11 47.3% 10 60 31.51 47.5% 30 83.3 97.61 17.2% 50 111.1 126.13 13.5% 70 145 152.88 5.4% 90 185 187.13 1.2% 95 207.2 205.02 1.1%
100 231.1 228.39 1.2%
0
50
100
150
200
250
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
Tem
pe
ratu
ra °
C
Destilado %
Gasolina Real Gasolina Simulación
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Figura 4-3 Esquema General de Simulación Final de la Unidad Catalítica FCC N°2 (U-13000)
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72
Al concluir con la simulación de la planta y al haber obtenido resultados aceptables
de la simulación del convertidor (Tabla 4-1, Tabla 4-2, Tabla 4-3, Tabla 4-4), se
analizará su comportamiento modificando las variables de operación más
importantes, como el flujo de alimentación de gasóleo y la temperatura de salida
del riser.
Variación del flujo de alimentación (Fgo)
Figura 4-4 Conversión total en función del flujo de alimentación de gasóleo
En la figura 4-4 la variable analizada fue el flujo de alimentación. Datos como la
temperatura y presión de operación, cantidad de catalizador en el proceso y vapor
de dispersión se mantuvieron constantes.
Al aumentar el flujo de alimentación hacia el riser afecta tanto el balance de masa
como el de energía.
30
40
50
60
70
80
90
100
90 140 190 240 290 340 390 440
Co
nve
rsió
n (
% m
asa)
FLUJO (m³/h)
Conversión Operación
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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El tiempo de residencia entre el catalizador y el gasóleo disminuye, provocando
que la conversión total disminuya a medida que aumenta el flujo de alimentación.
La ecuación 3-1 nos muestra que al aumentar el flujo de alimentación el término dyidz
se vuelve más pequeño, dando como resultado que los componentes craqueados
disminuyan a lo largo del reactor.
En términos del balance de energía, disminuyen las reacciones endotérmicas de
craqueo, provocando que el calor requerido para que se lleven a cabo sea menor
y por consecuencia hay un aumento en la temperatura del riser.
Figura 4-5 Conversión por componente en función del flujo de alimentación de gasóleo
En este escenario, la temperatura de salida del riser se mantuvo contante, por lo
tanto, para poder revertir este aumento de temperatura, el simulador disminuye la
velocidad de catalizador regenerado hacia el riser. Esto se puede ver con más
claridad en la ecuación 3-8 que nos muestra, que al aumentar el flujo de
0
5
10
15
20
25
30
35
40
45
50
90 140 190 240 290 340 390 440
Co
nve
rsió
n (
% m
asa)
FLUJO (m³/h)
Gasolina (C5-221 °C)
i-Butano
n-butano
Propano
Propileno
ACL (350°C)
Residuo
Coque
Etanos y Livianos
Operación
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74
alimentación, el término dTdz
se vuelva más pequeño, provocando que la
temperatura del riser aumente. Para mantener el balance térmico en el riser, se
disminuye el flujo del catalizador regenerado, pero al haber menos catalizador
regenerado, hay menos sitios activos donde se lleven a cabo las reacciones de
desintegración, provocando que se produzcan menos reacciones de craqueo
aumentando la cantidad de ACL y Residuo y la cantidad de Gasolina (C5-221°C)
y Etanos y livianos disminuya, figura 4-5.
Temperatura a la salida del Riser
Se puede apreciar en la figura 4-7, que al incrementar la temperatura de salida del
Riser, se observa que la conversión total aumenta. En este caso, es importante
mencionar que el catalizador regenerado es la fuente de energía térmica que
necesita el riser para elevar la temperatura de salida. Por lo tanto, al aumentar
esta temperatura, se incrementa la velocidad de circulación del catalizador
regenerado hacia el riser. En este caso, la relación C/O significa la cantidad de
catalizador entre la cantidad de gasóleo en el riser.
Al incrementarse la cantidad de catalizador en el riser, se generan más sitios
activos en los cuales se puedan llevar más reacciones de desintegración, y ya que
la rapidez de reacción depende fuertemente de la temperatura gracias a la
ecuación de Arrhenius, la conversión global aumenta.
Se puede observar que la Figura 4-8 el comportamiento por componente al
incrementar la temperatura del riser, apreciando que:
La producción de propileno (olefina) aumenta gracias a la cantidad de catalizador
en el reactor y al incremento de temperatura en la que se está llevando las
reacciones de craqueo.
La conversión de gasolina llega a un punto máximo, gracias a que a altas
temperaturas de reacción se promueve un sobrecraqueo, favoreciendo el aumento
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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75
de conversión de gases y coque. En este punto, se favorece las reacciones de
desintegración térmica que las de desintegración catalítica.
Este escenario podría significar problemas en la operación de la planta, en
especial en la sección de recuperación de vapores, ya que al producir gas en
exceso se sobrepasaría la capacidad de servicio del compresor de gas húmedo,
aumentado el riesgo a que se dañe.
Figura 4-6 Relación C/O en función de la temperatura a la salida del Riser
0
2
4
6
8
10
12
14
16
350 400 450 500 550 600
Re
laci
ón
C/O
Temperatura a la salida del Riser °C
Operación
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Figure 4-7 Conversión total en función de Temperatura a la salida del Riser
Figure 4-8 Conversión por componente en función de la temperatura a la salida del Riser
30
40
50
60
70
80
90
100
390 410 430 450 470 490 510 530 550 570 590
Co
nve
rsió
n (
% m
asa)
Temperatuara a la salida del Riser °C
Conversión Operación
0
5
10
15
20
25
30
35
40
45
50
390 440 490 540 590
Co
nve
rsió
n (
% m
asa)
Temperatuara a la salida del Riser °C
Gasolina (C5-221°C)
i-butano
n-butano
Propano
Propileno
ACL (350°C)
Residuo
Coque
Etanos y Livianos
Operación
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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En la Figura 4-9 se puede tener una mejor apreciación en como la temperatura de salida del riser tiene un gran efecto sobre la conversión de coque y gases.
Figure 4-9 Conversión de coque, etanos y livianos
La sobreproducción de coque afecta los requerimientos de energía que necesita el
regenerador para lograr la combustión necesaria. Al incrementar la temperatura de
salida del riser, se produce más coque depositado en el catalizador, provocando
que los requerimientos de energía en el regenerador aumenten, para obtener la
cantidad de coque depositado en el catalizador regenerado.
Otro aspecto importante que resaltar es la dependencia del índice de octanos con
respecto a la temperatura del riser. Como se puede apreciar en la Figura 4-10, al
incrementar la temperatura de salida del riser, el índice de octanos aumenta. Esto
se debe a que la producción de iso-olefinas e iso-parafinas se ve favorecida por el
aumento de catalizador y de temperatura en el riser.
0
2
4
6
8
10
12
400 420 440 460 480 500 520 540 560
Co
nve
rsió
n (
%m
asa)
Temperatura de salida del Riser °C
Etanos y Livianos Coque Operación
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Figure 4-10 Índice de octanos en función de la temperatura de salida del Riser
En la figura 4-11 se puede observar la conversión combinada de los productos con
mayor demanda en una refinería. Al incrementar la temperatura de salida del
Riser, decrece la conversión de los productos, pero se puede apreciar que a las
condiciones a las que opera la planta, se maximiza la producción de LPG (butanos
y butilenos) y gasolina.
70
75
80
85
90
95
100
350 400 450 500 550 600
Oct
ano
s
Temperatura a la salida del Riser °C
RON Operación
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Figure 4-11 Conversión combinada de productos de mayor demanda en la refinería en función de la temperatura de salida del Riser
0
20
40
60
80
400 420 440 460 480 500 520 540 560
Co
nve
rsió
n (
%m
asa)
Temperatura de salida del Riser °C
LPG+GASOLINA ACL+GASOLINA Operación
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Capítulo 5
Conclusiones.
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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81
Se logró cumplir el objetivo principal que era realizar un esquema general
de simulación de la Planta Catalítica FCC No. 2 de la Refinería Gral. Lázaro
Cárdenas en el simulador ASPEN-HYSYS V.8.8 de acuerdo a los datos
proporcionados en las bases de diseño. Se lograron reproducir el sistema
de reacción y la sección de sistema de separación de los productos
deseados, con el cual podremos generar diferentes escenarios de
operación y predecir el comportamiento de la planta, en especial el
convertidor.
Al cambiar las condiciones de reacción el en riser como la temperatura de salida y
flujo de alimentación, se obtuvo que:
Se debe de tener en cuenta que al incrementar el flujo de alimentación al
convertidor, la conversión total disminuye en base a la ecuación del balance
de materia. Esto podría traer problemas en la operación, al no obtener
productos con las características especificadas.
En base a las Figuras de la sección anterior, en especial de la Figura 4-6 y
4-7, se recomienda trabajar a una temperatura de salida de Riser a 549 °C,
donde sobrepasa el punto de sobrecraqueo de la gasolina con el fin de
obtenerla con un alto índice de octano, que en este caso fue de 95.8. Se
debe de tomar en cuenta que al aumentar la temperatura del riser, el índice
de octanos aumenta de forma lineal mientras que la conversión de gasolina
alcanza un punto óptimo y después disminuye drásticamente.
La cantidad de catalizador circulado hacia el riser, juega un papel principal,
ya que es el factor que estabiliza el comportamiento estacionario de energía
en el riser.
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
Refinería Gral. Lázaro Cárdenas del Rio, Minatitlán, Veracruz
82
Bibliografía
Simulación y Análisis de la unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la
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Anexo I. Índice de figuras
Figura 1-1 "Diagrama de Flujo del Proceso simplificado FCC"............................................................................ 8
Figura 2-1 "Sección de Precalentamiento de la unidad FCC"............................................................................ 11
Figura 2-2 Sección de alimentación del Riser ................................................................................................... 13
Figura 2-3 Sistema de ciclones de dos etapas .................................................................................................. 17
Figura 2-4 Agotador de dos etapas .................................................................................................................. 17
Figura 2-5 Configuración típica de la fraccionadora principal.......................................................................... 20
Figura 2-6 Diagrama típico de la planta de gas ............................................................................................... 22
Figura 2-7 Estructura unitaria Silicio/alúmina-oxígeno tetraédrica ................................................................. 24
Figura 2-8 Esquema geométrico de la estructura unitaria de la zeolita ........................................................... 24
Figura 2-9 Celda unidad de la zeolita ............................................................................................................... 25
Figura 2-10 Modelo de 3 lumps ........................................................................................................................ 29
Figura 2-11 Modelo de 4 lumps ........................................................................................................................ 31
Figura 2-12 Modelo de 5 lumps ........................................................................................................................ 32
Figura 2-13 Modelo de 6 lumps ........................................................................................................................ 32
Figura 2-14 Modelo de 10 lumps ...................................................................................................................... 33
Figura 2-15 Modelo de 21 lumps ...................................................................................................................... 35
Figura 3-1 Esquema general en el diseño de un proceso .................................................................................. 41
Figura 3-2 Paquete termodinámico Electrolitos ............................................................................................... 42
Figura 3-3 Paquete termodinámico "Procesamiento de aceite y gas" ............................................................. 43
Figura 3-4 Paquete termodinámico "Petroquímico" ........................................................................................ 44
Figura 3-5 Paquete termodinámico "Suministro de energía" ........................................................................... 44
Figura 3-6 Paquete termodinámico "Refinación" ............................................................................................. 45
Figura 3-7 Corte transversal Riser .................................................................................................................... 48
Figura 3-8 Elección de componentes ................................................................................................................ 54
Figura 3-9 Configuración de la unidad FCC ....................................................................................................... 55
Figura 3-10 Configuración de la unidad FCC ..................................................................................................... 55
Figura 3-11 Especificar geometría. ................................................................................................................... 56
Figura 3-12 Especificar pérdidas de calor en la unidad. ................................................................................... 57
Figura 3-13 Especificar detalles de la alimentación ......................................................................................... 58
Figura 3-14 Asignar el tipo de alimentación. .................................................................................................... 59
Figura 3-15 Librería de los tipos de la alimentación de la FCC. ........................................................................ 59
Figura 3-16 Ventana de propiedades del crudo................................................................................................ 60
Figura 3-17 Elección del catalizador ................................................................................................................. 61
Figura 3-18 Biblioteca de catalizadores............................................................................................................ 61
Figura 3-19 Configuración del catalizador ........................................................................................................ 62
Figura 3-20 Factor de actividad del catalizador y contenido en equilibrio de metales. ................................... 63
Figura 3-21 Especificación del crudo de entrada .............................................................................................. 64
Figura 4-1 Curva D-86 ACL ................................................................................................................................ 69
Figura 4-2 Curva D-86 Gasolina ........................................................................................................................ 70
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Figura 4-3 Esquema General de Simulación Final de la Unidad Catalítica FCC N°2 (U-13000) ............................
Figura 4-4 Conversión total en función del flujo de alimentación de gasóleo .................................................. 72
Figura 4-5 Conversión por componente en función del flujo de alimentación de gasóleo ............................... 73
Figura 4-6 Relación C/O en función de la temperatura a la salida del Riser .................................................... 75
Figure 4-7 Conversión total en función de Temperatura a la salida del Riser .................................................. 76
Figure 4-8 Conversión por componente en función de la temperatura a la salida del Riser ............................ 76
Figure 4-9 Conversión de coque, etanos y livianos ........................................................................................... 77
Figure 4-10 Índice de octanos en función de la temperatura de salida del Riser ............................................. 78
Figure 4-11 Conversión combinada de productos de mayor demanda en la refinería en función de la
temperatura de salida del Riser ........................................................................................................................ 79
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Anexo II. Índice de Tablas
Tabla 1-1 Conversión Catalítica vs Conversión Térmica........................................................................... 6
Tabla 2-1 Calor de combustión ......................................................................................................................... 18
Tabla 2-2 Modelo de 21 lumps ......................................................................................................................... 36
Tabla 3-1 “Datos necesarios para realizar la simulación” ................................................................................ 51
Tabla 3-2 “Servicios de vapor” .......................................................................................................................... 52
Tabla 3-3 “Dimensiones del riser y regenerador” ............................................................................................. 52
Tabla 4-1 Resultados del convertidor ............................................................................................................... 66
Tabla 4-2 Resultados del sistema de separación .............................................................................................. 67
Tabla 4-3 Comparación entre los datos de la simulación y reales .................................................................... 69
Tabla 4-4 Comparación entre los datos de la simulación y reales .................................................................... 70