MAYOR RENDIMIENTO DE DESTILADOS EN LA REFINACION DEL PETROLEO
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¿~xp 1/1 MAYOR RENDIMIENTO DE DESTILADOS EN LA REFINACION DEL PETROLEO ING.ENRIQUE VAZQUEZ DOMINGUEZ - 1982 -
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¿~xp 1/1
MAYOR RENDIMIENTO DE DESTILADOS EN LA
REFINACION DEL PETROLEO
ING.ENRIQUE VAZQUEZ DOMINGUEZ
- 1982 -
TITULO DEL TRABAJO:
MAYOR RENDIMIENTO DE DESTILADOS EN LA
REFINACION DEL PETROLEO
I N D 1 CE
Pçj.
ANTECEDENTES
SITUACION TECNOLOGICA INTERNAC IONAL
EL PRESENTE TRABAJO
RESULTADOS
RESUMEN Y CONCLUSIONES
BIBLIOGRAFIA Y REFERENCIAS
AUTOR
ING.ENRIQUE VAZQUEZ DOMINGUEZ
MAYO DE 1982
1
2
5
15
18
19
-1-
ANTECEDENTES
La importancia de la energía en la vida cotidiana del hombre con
temporneo se hizo evidente a partir de la crisis energética de 1973.
Poco se dió cuenta México pero para el resto del mundo fue un aviso im
pactante y el precio del petráleo crudo se decuplic6.
A partir de entonces internacionalmente se ha trabajado con inten
sidad
en disminuir el consumo de energéticos
en substituir los derivados del petr6leo y
en desarrollar nuevas fuentes de energía
Los resultados han sido distintos en los diversos derivados del
petr6leo, que conviene separar en dos grupos: destilados y residuales.
Los destilados son los productos petrolíferos ms valiosos, son
destilables a presi6n atmosférica, y comprenden principalmente gasoli
nas, kerosina para turbinas jet y diesel.
Los residuales son hidrocarburos pesados, no destilables, donde
se concentran las impurezas del crudo como son el azufre y los metales.
Comprenden como productos comerciales a los asfaltos y al combust6leo
que es el típico energético para quemar a flama abierta en calderas y
hornos.
El consumo mundial de destilados se ha reducido por racionaliza -
ci6n y mejores rendimientos; pero se trata de productos que no ha sido
posible substituir.
Los residuales en cambio se consumen menos por las dos razones:
mejor eficiencia en el uso, pero sobre todo porque están siendo substi
-2-
tituídos por gas natural, carbón mineral y energía nuclear.
En consecuencia la estructura del consumo mundial ha variado: se
requiere un mayor porcentaje de destilados y menos residuales. Compli
cando el panorama energético, la materia prima cambia y se dispone ca
da vez ms de crudos pesados. Resultado: si se procesan los crudos pe-
sados necesarios para producir los destilados requeridos, sobran resi
duales. El mundo no puede darse el lujo de no usar los crudos pesados.
Entonces por encima de encontrar ms crudo, el tema protagonista de los
problemas energético y petrolero, es el desarrollo de procesos para mejo
rar el rendimiento de destilados.
México, con 25,000 millones de barriles de crudo pesado en reser
vas probadas, está ms involucrado que otros países en el desarrollo
de soluciones satisfactorias.
SITUACION TECNOLOGICA INTERNACIONAL
Instalaciones en Operacion Comercial
En la refinación del petróleo se pueden considerar tres esquemas
principales en aplicación comercial desde hace varios años:
Baja conversión o ("hydroskirnming")
Conversión normal o convencional
Alta conversión
En la Figura 1 se muestra cómo están combinados los procesos en
una refinería convencional. Las refinerías de baja conversión (como es
el caso dominante en Europa) carecen de procesos para tratar el residuo
primario. Las refinerías de alta conversión agregan procesos como co -
-3-
quización para desaparecer los líquidos residuales y llegar hasta co
que de petróleo y ms destilados. La comparación de los tres esquemas
puede verse en la Tabla No. 1. México en rendimientos supera a Euro
pa y Japón.
Nuevos Desarrollos con Avance hasta Corridas de
Planta Piloto y Proyectos Comerciales Aprobados
En proceso de crudos pesados sin mezclas, México esta a la van -
guardia con un esquema que incluye el proceso Demex (IMP).
En la refinación de mezclas de crudos, E.U.A. trabaja intensamente
en aplicar la desintegración catalítica a residuales. (1) (2)
Japón desarrolla una desintegración térmica profunda en reactores
con operación alternada.
Investigación en Marcha
Estados Unidos de América trabaja la búsqueda de caminos menos cas
tosos para desintegrar catalíticamente los residuales.
En México se investiga a fondo una nueva aplicación de la desinte
gración térmica de residuales, controlndola a baja severidad.
TABLA No. 1 PRINCIPALES ESQUEMAS DE REFINACION DE CRUDO
Esquema de Re fin ación
Procesos
Aplicación
Baja Conversión (alto rendimiento de residuales o Hydroskimming).
Destilación atmosférica
Hidrotratamiento nafta.
Reformación de nafta.
H i dro de su 1 f ura ci ón de destilados inter medios.
Europa
Conversión Convencional
Destilación al vacío
Viscoreducción
Desintegración catalíti ca de gasóleos.
Hidrotratamiento nafta
Reformación de nafta
Hidrodesulfuración de destilados intermedios
México
Conversión Profunda
Destilación al vacío
Coquización
Desintegración catalíti ca de gasóleos.
Hidrotratamiento nafta
Reformación de nafta
Hidrodesulfuración de destilados intermedios
Estados Unidos de América
Destilación atmosférica Destilación atmosférica
-4-
-5-
EL PRESENTE TRABAJO
Dentro de este marco, el presente trabajo explora para refine -
rías sin viscoreducción un procedimiento que no se ha aplicado en las
Plantas de Alto Vacío, y que en resumen consiste en: recircular el re
siduo de la torre al calentador y operar a temperaturas arriba de las
usuales, para utilizar el calentador, parcialmente, como reactor tér
mico tubular en el que se sometan los residuales a una desintegración
controlada a baja severidad por paso para evitar carbonización y gene
ración excesiva de incondensables. La baja severidad por paso se com
bina con una relación de recirculación adecuada para alcanzar una con
versión significativa de residuales en destilados.
Este enunciado esta prácticamente completo, pero no es suficien
temente claro, por lo que se procede en el cuerpo del trabajo a la ex
plicación y desarrollo de cada parte.
Las Plantas de Alto Vacio en la Refinación
Como se indicó en la Figura 1, las Plantas de Destilación al Alto
Vacío son características de refinerías con conversión. Reciben como
carga al residuo de la destilación atmosférica y tienen por objeto des
tilar fracciones del petróleo con límites de destilación comprendidos
entre 380 y 550°C, identificados como gasóleos de vacio y que dan ah
mentación a las plantas desintegradoras catalíticas (Ver Figura 2)
Procedimiento
En las plantas de Alto Vacío recircular el residuo producido y su
-6-
bir temperaturas de operación.
Objetivos
Conversión de residuales en destilados por desintegración tér
mica, escindiendo las grandes moléculas de residuales en po -
cas moléculas de gasóleos pesados.
Destilación instanténea de los gasóleos producidos al entrar
éstos a la zona de vaporización de la torre.
Incentivos
Alta economicidad: una conversión de 10% de residuales pagaría to
dos los costos de operación de una refinación convencional.
Las conclusiones de este trabajo indican una alta factibilidad de
alcanzar conversiones hasta de 6%, dependiendo del tipo de crudo
procesado.
Factibilidad
Depende de:
Poder alcanzar operacionalmente las temperaturas deseadas.
(En diversas plantas ha sido repetititva una cavitación violen
ta de las bombas de residuo hacia los 400 1 C).
Evitar depósitos de carbón en los calentadores y en la torre
de destilación.
Evitar la formación excesiva de hidrocarburos ligeros, que se
-7-
comportan como gases incondensables en los eyectores, perdién
dose el vacío en el sistema.
4) Alcanzar un nivel de desintegración suficiente para que la con
versión de residuales a destilados sea significativa.
Se procede a describir como se analizaron los diversos puntos.
Temperaturas Operacionales Superiores a 400°C
Dependiendo del tipo de crudo y del rango de destilación de las
fracciones del petróleo de que se trate, para los tiempos de residen -
cia normales en las plantas comerciales de refinación, la desintegra -
ción térmica se inicia entre los 360 y 375°C y se vuelve importante
desde 385 - 400°C.
Si se persigue una desintegración térmica significativa, la tempera
tura de operación requerida - aún antes de definirla con precisión - se
sabe que será superior a 400°C.
El problema de cavitación violenta de las bombas de residuo ha si
do resuelto a partir de consideraciones teóricas y con éxito comercial,
recirculando a la succión de las bombas un porcentaje de residuo des- -
pués de cambiar calor contra carga, lo que permite un desobrecalenta -
miento del residuo del orden de 20°C respecto a sus condiciones de equi
librio en la torre. Esto incrementa el NPSH disponible a valores que
sobrepasan el requerido por las bombas comerciales.
En consecuencia el antiguo límite de 400°C por problemas de
bombeo, est. resuelto.
-8-
Depósitos de Carbón en Calentador y Torre
Para este capítulo se aplican la teoría, préctica y avances del
campo de viscoreducción, (5) dado que es este el proceso de refinación
donde en forma normal y obligada se forma y deposita carbón durante la
bperación, bajo condiciones controladas que permiten corridas de plan
ta que los diversos refinadores fijan entre 3 y 12 meses, dependiéndo
de la severidad a la que operan, según su rentabilidad o economicidad
específicas y también según el tipo de planta viscoreductora.
La teoría y practica actualmente vigentes 6 señalan que para que
se tengan depósitos de carbón, deben reunirse dos condiciones simult
neas:
Que haya carbón (coque) en suspensión, originado por desinte- -
gración avanzada por las reacciones secundarias de desintegra
ción.
Que la geometría o patrón del flujo, permita la formación de
depósitos.
Para el caso en estudio se encontró factible, evitar no una sino
las dos condiciones para formar depósitos de carbón, lo cual es de
gran significación para una operación confiable aún en caso de los pro
blemas que estadísticamente se presentan en la operación de las plan -
tas comerciales.
a) Control de la Formación de Carbón en Suspensión
de Generación Excesiva de Hidrocarburos Licreros
Este capítulo tiene que ver directamente con la química y cinética
-9 -
de la desintegración térmica de los componentes del petróleo.
Es oportuno recordar que las fracciones pesadas del crudo consis
ten principalmente de hidrocarburos parafnicos, nafténicos y aromti
cos. Los parafínicos constituídos por cadenas abiertas y los nafténi
cos y aromáticos constituidos por anillos saturados o insaturados, res
pectivamente. Las olefinas prácticamente no aparecen en cortes vrge -
nes; en cambio son frecuentes las combinaciones de largas cadenas para
fínicas en los anillos nafténicos y aromáticos, o las combinaciones de
ambos tipos de anillos, formando hidrocarburos nafténico_arontj cos.
A medida que se apesantan las fracciones de petróleo, aumenta el
contenido en peso de nafténicos y aromáticos a expensas de parafnicos,
pero por otra parte, para tener una mejor información respecto al corn
portamiento químico de estas mezclas de hidrocarburos se expresa la
composición en términos de porcentaje en peso de cadenas parafínicas
(libres o combinadas a los anillos); anillos nafténicos y anillos aro
máticos. En estos términos generalmente predominan los hidrocarburos
parafínicos (50 a 75%). A continuación se describe como se comportan
estos compuestos en la desintegración térmica inicial.
Las parafinas de alto peso molecular se escinden hacia la mitad,
generando una parafina y una olefina. En los nafténicos, la reacción
pedominante en la primera fase de desintegración es la desalkilación
o separación de las cadenas parafínicas del anillo nafténico.
Los aromáticos en primer lugar también se desalkilan, separndose
las cadenas parafínicas del anillo aromático.
Combinando el comportamiento de los diversos hidrocarburos, resul
ta que la desintegración térmica de fracciones pesadas del petróleo,
- lo -
progresa en la siguiente forma:
Inicialmente las grandes moléculas se parten generando productos
con pesos moleculares que estadísticamente no lejanos del 50% del ori
ginal.
A continuación, estos primeros productos siguen dos caminos:
- La ruta dominante es una fragmentación cada vez mayor en eta
pas sucesivas, hasta llegar a compuestos tan ligeros como la
gasolina, el gas licuado y an el gas seco.
- La ruta secundaria es la condensación de los productos de las
primeras etapas: olefinas y/o anillos aromáticos desaikilados.
Esta condensación genera productos de més peso molecular (y
ms peso específico) que la carga original. Ademas, cuando los
procesos de condensación avanzan a cierto grado, se inicia la
formación de carbón.
Referido lo anterior a la aplicación industrial significa que la
desintegración térmica de residuales pesados, controlada a auténtica
baja severidad, genera gasóleos de vacío (carga para desintegración ca
talítica) sin producir carbón ni gases que se comporten como incondensa
bles en Alto Vacío.
"Esa es la función que debe tener la desintegración térmica moder
na y no la de hacer gasolina. Para hacer gasolina están las Plantas Ca
talíticas.t' (4)
Estas consideraciones se visualizan claramente en la c1sica grfi
ca de Sachanen de composición de los productos contra progreso de la de
sintegración. Para el caso en estudio, como esencialmente se trata de
evitar la formación de carbón, hay que limitar el avance de la reacción
para mantener el esquema de productos correspondiente al área compren
dida entre el cero y el 5% del eje de las abcisas. (Ver Figura 3).
- 11 -
b) Control del Patrón de Flulo
La segunda condición para evitar depósitos de carbón, es que la
geometría del flujo impida el contacto prolongado del hidrocarburo con
la pared caliente de los tubos del calentador.
Para ello hay que tener en cuenta que los flujos de mezclas comple
jas de dos o ms fases, tienen diversos patrones o geometrías 8 y que
en el caso en estudio (calentadores de alto vacío) en la porción final
del calentador hay vaporización de hidrocarburos y por tanto dos fases:
líquido y vapor.
Dos geometrías que tienden a depositar carbón son la niebla anular
con flujo líquido lento y el flujo estratificado.
La solución al problema esta en ubicar el patrón o geometría fuera
de las "zonas prohibidas" en los mapas de patrones de flujo mixto que
se obtienen al graficar diversas coordenadas que han propuesto varios
autores. (8) Las ms usadas son las velocidades superficiales de gas y
líquido (VSG y VSL), definidas como el volumen por unidad de tiempo de
la fase, dividido entre el área de la sección transversal del tubo. En
la Figura 4 pueden observarse los principales patrones:
- a baja velocidad del líquido, el flujo es estratificado, sien
do la superficie de la interfase tersa o agitada dependiendo
de si aumenta la velocidad del gas.
- si ésta aumenta el líquido se extiende a la superficie del tu
bo formando un flujo anular sin gotas de líquido en el gas.
- a mayor velocidad aparecen gotas de líquido en el gas formando
se una niebla anular y a velocidades extremadamente altas de
gas, la película líquida se rompe y el tubo queda en contacto
- 12 -
directo con el gas (con su arrastre de gotas) en el patrón de
niebla.
- A velocidad mediana del líquido, los flujos estratificados que
dan reemplazados por burbujas.
- A velocidades altas del líquido, las burbujas se dispersan.
Los patrones ms convenientes son los de burbujas en fase conti -
nua de líquido y pueden lograrse con un volumen adecuado de recircula
ción.
Factibilidad de Alcanzar un Nivel de
Conversión Siqnifj.cativo
La desintegración térmica en sus primeras etapas, es una reacción
de primer orden. La literatura establece que dentro de los límites de
la viscoreducción (454°C - 482°C) las condiciones no se acercan al ni
vel en que las reacciones secundarias de condensación y polimerización
se vuelven significativas. (5)
Para el caso en estudio las temperaturas son aún menores y conse
cuentemente es v1ido el empleo de la misma ecuación que describe la
reacción de desintegración térmica al nivel de viscoreducción:
K = 1 Ln 100 ----- ------- (1)
donde
K = constante de velocidad de reacción de primer orden (1) seg
t = tiempo de residencia a la temperatura de operación (seg)
X1 = rendimiento, en % Vol, de residuo con temperatura inicial de
ebullición de 900°F.
Se procedió a calcular la conversión en un paso, aplicando gráficas
- 13 -
y parámetros de la literatura especializada 5 a un calentador real de
Planta de Alto Vacío (en este caso, el de la Refinería de Azcapotzalco)
Procedimiento
Para 3 temperaturas preseleccionadas se determinó la constante
de velocidad de reacción por medio de la gráfica que correla
ciona K vs temperatura de salida de calentador.
Se determinaron tiempos de residencia en la sección de radia
ción del calentador (basados en carga líquida) para diversos
flujos factibles dentro de margenes operativos.
A partir de las curvas de perfil de temperaturas en el calenta
dor, se determinaron tiempos de residencia a temperaturas de
reacción congruentes con los valores de K (rns de 80)°F = 427°C).
Se hicieron las substituciones en la ecuación (1) obteniéndose en
cada caso X 1 : el rendimiento final de residuo no convertido (TIE = 900 °F).
La diferencia 100-X 1 , corresponde a la conversión a gasóleos y los re
sultados se muestran en la Tabla No.2.
Pueden observarse resultados particularmente interesantes:
En un campo de 20°C se da una gran variación en la conversión
del orden de 10 a 1.
Hacia los 430°C la conversión es despreciable y en cambio en
el orden de los 450°C, es muy importante.
A una misma temperatura (por ejemplo 450°C) la diferencia en
tiempo de residencia puede significar una variación de 50%
en conversión.
Los resultados indican que la mejor combinación calculada es
la de: 450°C y tiempo de residencia alto.
TABLA No.2 CONVERSIONES CALCULADAS EN FUNCION DE TEMPERATURAS Y FLUJOS
Temperatura salida calen tador ( ° C)
Flujo al calentador (MB D)
Tiempo de residencia a ms de 800 ° F = 427 ° C.
Conversi6n a ligeros (1) en % sobre carga
30 35 40 45 30 35 40 45 30 35 40 45
81 70 61 54 236 202 177 158 313 269 235 209
2.2 1.9 1.6 1.4 10.1 8.7 7.7 6.9 19.7 17.1 15.2 13.6
1I]
440
450
(1) Productos ligeros: materiales con temperatura final de ebullici6n de
482 ° C (900°F), y por consiguiente destilables al vacío.
- 14 -
- 15 -
A esa combinación de reacción en un solo paso, procede aqreqarle
el clásico procedimiento de la desintegración térmica: la recircula
ción cuya mayor ventaja es que pasa una conversión total dada, se
reduce la severidad por paso, lo cual es prioritario en este estudio,
ya que se desea prácticamente eliminar la formación de ligeros mediante.
baja severidad. Otro punto fundamental de la recirculación en este ca- -
so es garantizar una geometría de flujo mixto que impida depósitos de
carbón.
En estas condiciones se procedió a cuantificar el efecto de la re
circulación en el calentador real que se esta considerando para visua
lizar la factibilidad comercial del tema del trabajo. Para ello se pre
pararon 2 balances de materia para condiciones estadísticamente proba
bles, y sin recirculación: (Figura 5) y con recirculación (Figura 6).
RESULTADOS
Al comparar ambos casos se desprende que una operación a 450°C,
con 10 MBD de recirculación, resulta una buena condición calculada, ya
que con ese 40% de recirculación de residuo s(29% respecto a la carga to
tal al calentador) se consigue lo siguiente:
- mejorar en 12% el rendimiento total de gasóleos
- simu1tneamente, abatir el 25%, la conversión por paso,
lo que tiene la ventaja de alejar la reacción de los niveles de produc
ción de gases incondensables, como puede verse al retroalimentar en la
curva de Sachanen una conversión de 13.6% (la conversiónpor paso).
El avance de la reacción para un crudo promedio, estaría en el orden
del primer 2% y muy distante de la generación apreciable de gas y car
- 16 -
bón (Figura 7).
Con los valores resultantes de este balance con recirculación tam
bién se recalcul6 a qué geometría de flujo corresponde la operaci6n del
sistema a la entrada y salida del calentador, utilizando el mapa de pa
trones de flujos mixtos trazado en funci6n de las velocidades superfí -
ciales de líquido y gas (VSL y VSG respectivamente). (8)
Se consideraron tres puntos:
Punto 1: entrada al calentador (la vaporizaci6n es cero; el flujo
es homogéneo en fase líquida).
Punto 2: ubicado en el antepenúltimo tubo del calentador
Punto 3: salida del último tubo del calentador
Resultados:
Punto 1
Punto 2
Punto 3
VSL 5.5 ft/seg
7.2 ft/seg
2.6 ft/seg
VSG
Tipo de flujo:
0 38.7 ft/seg 49.4 ft/seg -
-
Flujo Flujo fuera de la zona estratifica homogéneo da y de la niebla anular, que serían (líquido) las prohíbidas. Alojado en flujo pul
sante, grandes burbujas, casi disper sas, o sea patr6n de flujo adecuado.
La fase contínua es siempre la fase líquida.
En síntesis, para el caso en consideraci6n, el esquema de flujo mix
to es adecuado para evitar dep6sitos de carbón. Se visualiza que con un
incremento adicional en la recirculación quedaría inclusive de lleno en
el área de espuma uniforme (Figura 8).
- 17 -
Mejor Rendimiento de Destilados
Por otra parte, la disminución de 4.8% de residuales respecto a
crudo, que resulta del balance con recirculación, es altamente signifi
cativa ya que se trata de residuo de vacío, que para convertirse en
combustóleo comercial requiere 20% de destilados como diluyente. En con
secuencia la disminución de combustóleo equivale a
4.8 = 6% en volumen
Si se toma en cuenta que hay 25 Dlls/bl de diferencia entre el va
br del combustóleo y el de los destilados, una mejora de 6% en los
rendimientos vale
0.06 x 25 = 1.5 Dlss/bl
o sea el 60% de los costos totales de refinación que son de 2.50 Dlls4l.
Aún en las ocasiones en que por tipo de crudo o condiciones de las ms
talaciones, sólo se pueda obtener un porcentaje de esta economía, se
está hablando de cifras muy considerables.
En el caso adverso para la aplicación de este procedimiento, cuan
do están utilizándose a saturación el calentador y bombas de residuo
podrán tenerse beneficios an1ogos a los calculados mediante la insta
lación de un precalentador (a fuego directo) y un nuevo sistema para
bombeo de residuo de la torre, lo que significa modificaciones realmen
te menores.
Efectivamente, si con inversiones del orden de unó % del costo de
una refinería, se pueden lograr rendimientos que en el mejor de los ca
sos igualan en valor al 60% de los costos de refinación, el incentivo
económico es espectacular.
RESUMEN Y CONCLUSIONES
Este trabajo exploró un procedimiento que no se ha aplicado en
las Plantas de Alto Vacío consistente en recircular residuo de la torre
al calentador y operar a temperaturas superiores a las usuales, para
utilizar el calentador, parcialmente, como reactor térmico tubular.
El estudio de los factores químicos, cinéticos y operativos mostró
buenas posibilidades. Evaluando el caso concreto de un calentador real,
resultó que operando a 450°C y recirculando 40% de residuales, no se ge
neran incondensables ni carbón, según la información técnica aplicable;
el patrón de flujo mixto es adecuado para impedir depósitos aún en caso
de dificultades operacionales y los destilados obtenidos a partir del -
crudo pueden aumentarse hasta un 6%, o sea que definitivamente este pue
de ser un camino últil para lograr un mejor rendimiento de destilados
en la refinación del petróleo.
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BIBLIOGRAFIA Y REFERENCIAS
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Aiba, T.; Kojima, T.y otros. 1982 NPRA Annual Meeting. Trabajo AM- 82-59.
Baptista, C.O. Notas de trabajo (inéditas) (1981)
Cotlinqton, G.I.; Cooper, T.A. y Ballard, W.P. Encyclopedia of Chemical Processing and Design. Thermal Cracking Proposed Sec-tion pp 42-50, 67-70. University of Texas.
Hirsch, J.H.; Fisher, E.K. Chemistry of Petroleum Hydrocarbons. Capitulo 23, Vol.II. pp 39-40. Reinhoid. Pub. Co. (1955).
Sachanen, A.N. Conversion of Petroleum. Captu1os 1 y 2. Reinhold Pub. Co. (1940).
Govier, G.W.; Aziz, K. The Flow of Complex Mixtures in Pipes. Captu10 10. pp 503-532. Van Nostrand Reinhold Co. (1972).
Nelson, W.L. Petroleum Refinery Engineering. Capítulo 19. McGraw-Hill Kogakusha, Ltd. (1958).
Memoria de C1culo No. 1
C1cu10 del volumen de un serpentín del calentador de la planta de
vacío de la Refinería de Azcapotzalco (solo zona de radiaci6n).
15 tubos de 6" 0 nom, ced. 80, 60' de long.
1 tubo de 10" 0 nom, ced. 80, 60' de long.
Diámetro interior del tubo de 6" 0 nom. = 5.761" = 0.48'
Di.metro interior del tubo de lO" 0 nom. = 9.562" = 0.797'
2 Volumen 1 tubo 6" TT = D
L = 0,785 x (0.481)2 x 60' = 10.85 ft3 4
Volumen 15 tubos 6"0 = 10.85 x 15 = 162.8 ft 3
Volumen 1 tubo 10"Ø = IT D 2 x L = 0.785 x (0.7971)2 x 60' = 29.91 ft3
4
Volumen total de tubos = 162.8 + 29.91 = 192.71 ft 3
lo" 0
I2" 1' —6" 0
2OI.67-10"Ø
Volumen 1 retorno 6"0
L=TTxD = 3.1416x1=1.57'
2 2
VR6='ITD2 x L = 0.785 x (0.48,)2 x 1.57
= 0.284 ft 3
6" 0
Volumen 14 retornos 0.284 x 14 = 3.97 ft
Volumen 1 retorno 10" Ø
L II x ID = 3.1416 x 1.67 = 2.62'
2 2
VR1O = II D2 x L = 0.785 (0.7971)2 x 2.62 = 1.31 ft 3
4
Volumen total del serpentín = 192.71 + 3.97 + 1.31 = 197.99 ft 3 = 35.27 Bis.
1) Volumen del Calentador
El calentador funcionaría como calentador y como reactor tér
mico tubular.
El calentador de la Planta de Alto Vacío en la Refinería de
Azcapotzalco tiene las siguientes características.
Consta de 4 serpentines que operan en paralelo
Cada serpentín - en su sección de radiación- tiene:
15 tubos de 6" 0 y 60' de longitud
+ 1 tubo de 10" 0 y 60" de longitud
Volumen de cada serpentín (tomando en consideración diámetro
interior real y volumen de retornos):
VS 35.3 bls
Volumen del calentador:
VC = 4 VS = 141.2
2) Tiempos de Residencia en la Secci6n
de Radiaci6n (basados en carga líquida).
Los tiempos de residencia en la secci6n de radiaci6n del ca
lentador, para diversos flujos, dentro de mrgens de operaci6n real,
on
Gasto Tiempo de Residencia
Para 30 MBD 407 seg.
35 MBD 349 seg.
40 MBD 305 seg.
45 MBD 272 seg.
430 °C (806°F)
30 35 40 45
407 349 305 272
81 70 61 54
Conversiones a 430°C
y a un solo paso
Ecuaci6n de trabajo: Kl Ln 100
t xl
KtLn 100
xl
1/
Temperatura salida calentador
K: (Ki)
seg
Flujo al calentador (MBD).
Tiempo total en radiaci6n (seg).
Tiempo residencia a ms t : de 800°F (seg) (20% del
total).
Kt
antiln Kt
x 1 antiln Kt
0.0219 0.0189 0.0165 0.0146
1.0221 1.0190 1.0166 1.0147
97.8% 98.1% 98.4% 98.6%
Conversin= 100 -X 1 2.2% 1.9% 1.6% 1.4%
Conversiones a 440°C
y a un solo paso
Ecuación de trabajo: K : i Ln 100 t xl
Temperatura salida calentador 440°C (824°F)
K K (1 ) 0.00045 seg
Flujo al calentador 30 35 40 45 (MBD).
Tiempo total en radiación 407 349 305 272 (seg).
Tiempo de residencia a ms t de 800°F (seg) (58% del 236 202 177 158
total).
Ir
Kt
antiln Kt
x 100 1 - antiln
Conversión = 100 -X 1
0.1062 0.0911 0.0796 0.0710
1.1121 1.095 1.083 1.0736
89.9% 91.3% 92.3% 93.1 %
10.1% 8.7% 7.7% 6.9%
c
Conversiones a 450°C
y a un solo paso
Ecuación de trabajo: K = 1 Ln 100 t xl
Temperatura de salida del calentador 450°C (842°F)
K K (1) 0.0007
seg
Flujo al calentador 30 35 40
45 (MBD).
Tiempo total en radiación 407 349 305
272 (seg).
Tiempo de residencia a t ms de 800°F (seg) 313 269 235
209
(77% del total)
Kt
0.2194 0.1881 0.1644
0.1466
antiln Kt
1.2453 1.2070 1.1787
1.1579
X 1 = 100
80.3% 82.9% 84.8%
86.4%
antiln Kt
Conversión =
100 - x 1 19.7% 17.1% 15.2%
13.6%
Memoria de Calculo No. 2
Velocidades Superficiales del Líquido
Balance por Serpentín
45000 B/D x 1 x 1 x 35.3 = 63135 ft3/d = 0.73 ft 3 /seg. 4 6.29
Area interior tubo 6" 0 = II d 2= 0.785 x (0.481)2 = 0.181 ft 2
4
VSL = 0.73 = 4 ft/seg ®. 60°F 0.85 Sp.gr. 0.181
VSL a la entrada del calentador (radiación): 304°C(580 1 F) , 0.62 Sp.qr.
VSL = 4 x 0.85 = 5.5 ft/seg
0.62
VSL al 95% del calentador (radiación) y con 5% de vaporización: 448°C
448 0 C(838 0 F), 0.45 Sp.qr.
VSL = 4 x 0.85 x 0.95 = 7.2 ft/seg
0.45
VSL a la salida del calentador y con 10% de vaporización:
450°C (842 0 F), 0.44 Sp.gr.
Area interior tubo l0 0 = lid2 = 0.785 x (0.7971)2 = 0.499 ft 2 4
= 0.73 = 1.46 ft/seg 60°F 0.85 Sp.gr.
0.499
VSL = 1.46 x 0.85 x 0.9 = 2.6 ft/seg
0.44
VELOCIDADES SUPERFICIALES DEL GAS
BALANCE POR SERPENTIN
TOTAL DE 45000 b/d 45 000 b/d
x____29 m3i
6. 0.85 ton/d 1--ton/d xserp 1000 86.400
POR SERP.
45 000 b/d _Lb/d x serp m3/d xserp 0.85 ton/d x serp 1000 Kg/d x serp 2.205 lb/diserp Ib/nr
139 675 /hr 17.6 kg/seg x serp : 38.8 Ib/seg * serp : 139, 674 Ib/nr x serp
PESO MOLECULAR
PORCION LIGERA GOV (O CONTAMINACION
DIESEL
PM= 400
%VAPORIZACION
VELOC.
Vsv a lo entrada al calent. 0 %
0.0 It/seg
Vsv al 95 del calent 5 %
139 675 x 0.05:6984 #/flr PRESION 1298 0 R
PV: zn RT 9.6 psia x V: 1 6984 nr 10.73 x (838 + 460
400
libras mol PM V:25 331 ft 3/hr
7.0 ft3/seg
Vsv : 7 ft3/seg 0.
= 38 . 7 ft/seg 1814
Vsv al 100%
139 675 x 0.1: 13968 #/hr :3.88 #/se temp: 842 + 460:1302
V z wRT - 1 x 3.88 x 10.73 x 1302 = 24.6 f1 3 /seg -
PxPM 5.5 x400
24.6 ft 3/seg - 49.4 ft/seg
0.499 ft 2 -
Velocidades Superficiales
Punto 1
Punto 2
Punto 3
VSL 5.5 ft/seg 7.2 ft/seg 2.6 ft/seg
VSG 0.0 ft/seg 38.7 ft/seg 49.4 ft/seg
t
DIAGRAMA DE BLOQUES DE
REFINACION DE PETROLEO (ESQUEMA DE CONVERSION CONVENCIONAL)
GAS LICUADO
NAFTA HIDRODESULFU-
1 RIZACION RE FORMACION
GASOLI NAS
DESTILADOS CRUDO [ DESTILACION INTERMEDIOS HIDRODESULFU-
ATMOSFERICA T7OSINA,RIZAION
KEROSINA Y
DIESEL)
DESINTEGRACION
DESTILADOS INTERMEDIOS
(TURBOSINA, KEROSINA Y DIESEL
CATALITICA FCC
RESIDUO DESTILACION
PRIMARIO AL VACIO
RESIDUO
DE VACIO VISCORREDUCCION
L COMBUSTOLEO
DIAGRAMA SIMPLIFICADO DE
DESTILACION DE PETROLEO AL VACIO
lo A EYECTORES
REFLUJO
GA SOLEO
REFLUJO LIGERO
TORRE DE VACEO
RECIRCULACION
PROPUESTA
GASOLEO
PESADO BOMBA
DE CARGA CALENTADOR
BOMBA DE RESIDUO
R AD2
RESIDUO
CAJA ENFRIADORA
PRODUCTOS DE DESINTEGRACION TERMICA PROGRESIVA
100
ORIGINAL
75
0/
ACEITE INTERMEDIO PARCIALMENTE DESINTEGRADO
o / GASOLINA .
50 H.. / 2
GAS 025
ARBON
O f 25 50 75 100 %
PROGRESO DE LA DESINTEGRACION 5%
20
lO
o o
2.0 o —J
LO —J 'Ji o
o o o o —J w >
WN
02
PATRONES DE FLUJO EN MEZCLAS LIQUIDO GAS (
EN TUBOS HORIZONTIALES)
? 5- ~1:1- C)
c
o c
0
0III!I [111111 jIiI] iiii 111111 lIII 1111111 IIII
ESPUMA
P-p
\jÇ
:
? AN U LAR
N E B L A
INTERFASE TERSA AGITADA ANULAR
=
0.1 1.0 lO lOO
VELOCIDAD DEL GAS ( F 1 GlU R DA4
BALANCE DE MATERIA SIN RECIRCULACION
lO DESTILABLES VIRGENES __ 35 25 RESIDUO VIRGEN 1 GASOLEOS
'- RESIDUO 14.3 O RESIDUO RECIRCULADO íio.o VIRGENES
DE PRIMARIAS i 4.3 DE DESINTEGRACLON
35 { 25
lO DESTILABLES VIRGENES / ALTO
RESIDUOS VIRGENES / ri
35 35
20.7
Rr = O 25
=0
O RESIDUOS DE VACIO
( 10.0 DESTILABLES VIRGENES
35 4.3 DESTILABLES DE DESINTEGRACION L 20.7 RESIDUOS
15D CONVERSION POR PASO
Cpp: 4.3 25
:0.17 = I7%
20.7 RESIDUOS DE VACIO
A COMBUSTOLEO
BALANCE DE MATERIA CON RECIRCULACION
lO DESTILABLES VIRGENES
45 1 25 RESIDUO VIRGEN
RESIDUO lO RESIDUO RECIRCULADO
DE PRIMARIAS
GASOLEOS:
I48{IO.0 VIRGENES 4.8 DE DESINTEGRACION
35 {25
10 DESTILABLES VIRGENES/ ALTO
RESIDUOS VIRGENES / vcio
45
45
30.2
l R r
o 25
O.4 = 40%
lO RESIDUOS DE VACIO
10.0 DESTILABLES VIRGENES
45.. 4.8 DESTILABLES DE DESINTEGRACLON
1.30.2 RESIDUOS CF 1 IGU R DA6
CONVERSION POR PASO
Cpp = 4.8 35
=O.I36 = I3.6%
20.2 RESIDUOS DE VACIO
A COMBUSTOLEO
PRODUCTOS DE DESINTEGRACION TERMICA PROGRESIVA
o' 'o loo
75
Mo 50
u) o o-
o o 25
13.6 o
/ÁCEITE ORIGINAL/
ACEITE INTERMEDIO 1 .
PARCIALMENTE DESINTEGRADO - GASOLINA
GAS
CARBON
25 50 •75
lOO %
s.lo,
O
PROGRESO DE LA DESINTEGRACLON
6 A7
o o o —J w >
0.2
IN
PATRONES DE FLUJO EN MEZCLAS LIQUIDO GAS ( EN TUBOS HORIZONTALES)
20
I0
7.2
o 26
D 2.0 o —J
1.0 —J w
1 ;7 ° o lifiti RL(Ii( lullh! HhIU UhbIí b{hlhb lililí Híbi !IUIt blUbU 1 11111 Eh/fbi (((UI UiI
ESPUMA O
ID
1 . .
o - ....-..' .., ANULAR
NIEBLA
INTERFASE TERSA AGITADA
ANULAR
02 .0 lO 38.749.4 lOO
VELOCIDAD DEL GAS
0 A8
