Post on 04-Jul-2022
UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO
Facultad de Ingeniería Química
Escuela Académico Profesional De Ingeniería Química
“MODELAMIENTO Y SIMULACIÓN DE UNA UNIDAD DE
DESTILACIÓN PRIMARIA DE CRUDO (UDP)”
Tesis
Para Optar el Título de Ingeniero Químico
Autor:
Br. Luis Fernando Moncada Torres
Asesor:
Dr. Luis Orlando Moncada Albitres
TRUJILLO – PERÚ
2018
No de Registro______
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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JURADO
Dr. José Félix Rivero Méndez
Presidente
Msc. Walter Moreno Eustaquio
Secretario
Msc. Henry Esquerre Pereyra
Jurado
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DEDICATORIA
A mis padres por haberme apoyado
en todo momento en mi educación,
por los consejos, gracias de todo corazón.
A mis abuelos Rosa Gallo, Percy Torres
(QEPD), María Alvites (QEPD) y Orlando
Moncada (QEPD) por haberme brindado su
apoyo y cariño, esto también se los debo a
ustedes, son mi mayor motivación.
A mis hermanos Luis Carlos y Luis David, por
estar siempre conmigo y brindarme su apoyo en
todo momento incondicionalmente, los quiero
mucho.
Luis Fernando
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AGRADECIMIENTO
Esta tesis de titulación, si bien ha requerido de esfuerzo y mucha dedicación por parte del
autor y su asesor de tesis, no hubiese sido posible su finalización sin la cooperación de todas
las personas que aportaron ideas para desarrollar este trabajo.
Agradecer hoy y siempre a toda mi familia porque se preocupan de mi bienestar, y me dan
la fortaleza necesaria para seguir adelante y superarme.
Br. Luis Fernando Moncada Torres
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CONTENIDO
Dedicatoria ii
Agradecimiento iii
Índice iv
Resumen vi
Abstract vii
I. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE DESTILACIÓN 1
1.1 INTRODUCCIÓN 1
1.2 DESTILACIÓN 2
1.2.1 Tipos de Destilación 2
1.3 PROCESO DE DESTILACIÓN CONTINUA 3
1.4 DISEÑO DE UNA COLUMNA DE DESTILACIÓN CONTINUA 5
1.4.1 Equilibrio liquido-vapor 5
1.4.1.1 Aplicaciones de ecuaciones de estado en la industria del
petróleo y el gas
6
1.4.1.2 Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) EOS 7
1.4.1.3 Ecuación de Estado de Peng-Robinson (PR) EOS 7
1.4.2 Objetivos operativos de la columna 8
1.4.3 Presión operacional 8
1.4.4 (L/D)min & Nmin y estimación de la etapa de alimentación 8
1.4.5 Diámetro y altura de la columna 9
1.5 MODELAMIENTO DE UNA COLUMNA DE DESTILACIÓN
CONTINUA
9
1.5.1 Modelado de las etapas de equilibrio 10
1.5.1.1 Las ecuaciones MESH (la formulación 2c + 3) 10
1.5.1.2 Grados de Libertad, Análisis y Formulación del Problema 12
1.5.2 Simplificaciones de las Ecuaciones MESH 13
1.5.2.1 La Formulación 2c + 1 13
1.5.2.2 La formulación c + 3 13
1.5.2.3 Condensador y recalentador. 14
1.5.3 Solución de las Ecuaciones MESH 15
1.5.4 Uso de los Simuladores de Procesos 16
II DESTILACIÓN DE PETRÓLEO 18
2.1 PECULIARIDADES DEL PETRÓLEO COMO MATERIA PRIMA
PARA LA SEPARACIÓN
18
2.2 MÉTODOS DE AUMENTO DE LA SEPARABILIDAD DEL
PETRÓLEO
18
2.3 SUCESIÓN PRINCIPAL DE LA REFINACIÓN DEL PETRÓLEO 20
2.4 MODERNIZACIÓN DE UNIDADES PARA REFINACIÓN DE
PETRÓLEO
23
2.5 USO DE ASPEN HYSYS EN LA INDUSTRIA DEL PETRÓLEO 24
III DISEÑO DE LA UNIDAD DE DESTILACIÓN PRIMARIA 25
3.1 UNIDAD DE DESTILACIÓN DE CRUDO 25
3.2 CARACTERIZACIÓN DEL CRUDO 27
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3.2.1 Densidad 28
3.2.2 Factor de Watson Kw 28
3.2.3 Método de punto de ebullición verdadero (TBP) para la
caracterización del crudo
28
3.3 ESPECIFICACIONES DE LOS PRODUCTOS 32
3.3.1 Nafta 33
3.3.2 Gas Oil Atmosférico (AGO) 34
3.3.3 Kerosene 35
3.3.4 Diesel 36
3.4 REQUERIMIENTOS DE DISEÑO 37
3.4.1 Desaladora 38
3.4.2 Tren de precalentamiento y de recuperación de calor 39
3.4.3 Destilación atmosférica 40
IV SIMULACIÓN DEL MODELO EN HYSYS Y RESULTADOS 43
4.1 MATERIALES 43
4.2 MÉTODOS 44
4.2.1 Sistema de Unidades 44
4.2.2 Componentes 44
4.2.3 Modelo Termodinámico 45
4.2.4 Diagrama de Flujo del Sistema de Destilación 46
4.2.5 Alimentación 48
4.2.6 Especificaciones de equipos 48
4.2.6.1 Equipos Auxiliares 48
4.2.6.2 Columna de Destilación 52
4.3 SIMULACIÓN Y RESULTADOS 54
4.3.1 Productos obtenidos 55
V DISCUSIÓN DE RESULTADOS 58
VI CONCLUSIONES 59
VII RECOMENDACIONES 60
VIII BIBLIOGRAFÍA 61
ANEXOS 64
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MODELAMIENTO Y SIMULACIÓN DE UNA UNIDAD DE DESTILACIÓN
PRIMARIA DE CRUDO (UDP)
Autor: Br. Luis Fernando Moncada Torres
Asesor: Dr. Luis Orlando Moncada Albitres
RESUMEN
La optimización del proceso de refinación de petróleo crudo es uno de los aspectos
importantes en las refinerías hoy en día debido al alto costo de la energía y el requerimiento
de productos derivados de alta calidad. El uso de simulaciones por computadora puede llevar
a la optimización del proceso.
El propósito de este trabajo es presentar y analizar la simulación de la unidad de
destilación primaria (UDP) de crudo de petróleo usando como herramienta de simulación el
Aspen Hysys. Para efectos de ilustración de la aplicación de la simulación de procesos en la
destilación de crudo, se ha supuesto como alimentación el Crudo Oriente-1983, cuyas
características se encuentra en la base de datos del programa, suponiendo una alimentación
de 100 150 barriles/día.
Al aplicar la simulación para obtener los productos especificados se obtienen 221
barriles/día de Gas Combustible, 15350 barriles/día de Nafta, 7726 barriles/día de Gasóleo
Atmosférico, 9593 barriles/día de Kerosene, 25480 barriles/día de Diesel y 41780
barriles/día de Residual Atmosférico.
Como se observa, el 42 % son residuos, estos residuos servirán como alimentación a
la Unidad de Vacío para recuperar otra cantidad de productos valiosos, pero considerando
que la unidad de vacío opera a mayores costos, en toda refinería debe existir inicialmente
una UDP.
Con el uso de la simulación podemos predecir las cantidades de productos y residuos
que se obtendrán según las características del crudo, además estos resultados servirán para
diseñar las operaciones posteriores y para planificar la producción
PALABRAS CLAVES: Petróleo Crudo, Columna de Destilación, Optimización, Aspen
HYSYS
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ABSTRACT
Today, distillation of crude oil is an important process in almost all the refineries. Crude
distillation is the process of separating the hydrocarbons in crude oil based on their boiling
point. The crude oil fractioning is very intensive process. The complexity due to large
number of products, side stripper, and pump around made the task of improving energy
efficiency into tedious. Aspen One Engineering is a market leading suite of products focused
on process engineering and optimization. Process modelling analysis and design tools are
integrated and accessible through Aspen HYSYS and Aspen Plus. Steady state simulation
of in a real crude plant was performed using Aspen HYSYS.
KEYWORDS: Crude Oil, Distillation Column, Optimization, Aspen HYSYS
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CAPÍTULO I
DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE DESTILACIÓN
1.1. INTRODUCCIÓN
El desafío económico de las tecnologías modernas y la satisfacción de los clientes demanda una
optimización continua en todos los campos de la vida. En la industria química, deben producirse
productos con valores precisos de calidad, mientras que los costos de producción tienen que ser
mínimos. Para cumplir con estas expectativas, las industrias de procesos químicos se renuevan,
rediseñan y reconstruyen, es decir, se modernizan continuamente para tener la capacidad de
operar plantas complejas y altamente interconectadas que sean rentables y cumplan con los
estándares de calidad, seguridad, medioambiental y de otro tipo. Con este objetivo, las
herramientas de modelado, simulación y optimización de procesos se utilizan cada vez más
industrialmente, además del proceso de diseño, en cada nivel de las operaciones posteriores de
la planta [1].
El petróleo crudo contiene mezclas complejas que son muy difíciles de manejar, separar,
medir o transportar. Además de la dificultad, también es inseguro y antieconómico enviar o
transportar estas mezclas a refinerías y plantas de gas para su procesamiento. Sin embargo,
existen limitaciones ambientales para el manejo seguro y aceptable de los fluidos de
hidrocarburos y la eliminación del agua salada producida. Por lo tanto, es necesario procesar
los fluidos producidos en el campo para producir productos que cumplan con las
especificaciones establecidas por el cliente sin comprometer al medio ambiente [2].
Para maximizar la producción de petróleo / gas y aumentar su valor de mercado, la
industria del petróleo y el gas ha mostrado un gran interés en el desarrollo y la optimización de
la eficiencia de separación entre el petróleo-gas-agua en el proceso de estabilización del crudo.
La estabilización del petróleo crudo es un proceso de pretratamiento que implica la eliminación
de hidrocarburos ligeros junto con sulfuro de hidrógeno y también reduce la presión de vapor.
El gas disuelto en el petróleo crudo debe ser eliminado para cumplir con las restricciones para
transporte y almacenamiento.
Posteriormente el crudo de petróleo debe ser sometido a diferentes procesos para obtener
sus derivados, los cuales le dan el verdadero valor al petróleo ya que estos derivados como
productos finales son los que se consumen directamente en la mayoría de casos como fuentes
de energía para las diversas actividades de transporte, industriales y en otros casos como
materias primas para otros derivados.
Por lo tanto, sin estos procesos de tratamiento, el crudo de petróleo tendría muy poco
valor.
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1.2. DESTILACIÓN
La destilación es el proceso más dominante de todos los procesos de separación, por sus
mayores aplicaciones. En efecto más del 95 por ciento de la energía consumida por los procesos
de separación en las industrias de procesos químicos se deben a la destilación.
La destilación separa los componentes de una mezcla líquida basándose en las diferencias
de sus puntos de ebullición. Es el proceso básico para la industria de procesos químicos, con
40,000 columnas en funcionamiento en los EE.UU., manejando 90-95% de todas las
separaciones para la recuperación y purificación del producto. El capital invertido en sistemas
de destilación solo en los EE.UU. es por lo menos $8 mil millones.
El agente de separación usado en la destilación es la energía que se suministra en forma
de calor. La destilación es una separación de equilibrio-limitada. El equilibrio líquido-vapor es
el tipo de equilibrio que interviene en las columnas de destilación, y la presión de vapor es la
diferencia de propiedad primaria que forma la base para la separación. Normalmente, la
destilación puede diseñarse usando solamente propiedades físicas y datos de equilibrio líquido-
vapor; el escalamiento es a menudo muy fiable.
Algunos aspectos importantes de la destilación:
La destilación es un proceso de separación tipo columna. Sin tener en cuenta que
sustancias se están separando, los principios básicos de diseño para la destilación
siempre son similares.
La asunción que las etapas en una columna de destilación están en equilibrio permite
cálculos de concentraciones y temperaturas sin conocimiento detallado de modelos de
flujo y calor, y velocidades de transferencia de masa. Esta asunción es una
simplificación mayor.
Un re-hervidor ("re-boiler”) tipo calderín y un condensador parcial son cada uno una
etapa de equilibrio.
Los productos necesitan ser térmicamente estables encima del rango de temperatura de
operación.
Ningún componente corrosivo debe estar presente.
Ningún componente que reaccione exotérmicamente (es decir genere calor) debe estar
presente. Estas reacciones pueden "desbocarse" ("runaway") y formar condiciones
explosivas.
1.2.1. Tipos de Destilación
Los principales tipos de destilación son:
Destilación continúa (por fraccionamiento).- Como su nombre lo indica se usa para separar
un flujo continuo de una mezcla de componentes, también se conoce como destilación por
fraccionamiento, se caracteriza por tratar una alimentación con una composición constante y a
la vez obtener productos también con una composición constante. Es el proceso de separación
más extensamente usado en la industria de procesos.
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Destilación extractiva.- Se utiliza para la extracción de un soluto mediante la adición de un
solvente, en la destilación extractiva, se agrega a la mezcla un solvente que se mezclará
libremente con un componente pero no con el otro. La nueva mezcla puede separarse por
destilación, se utiliza extensamente para separar aceites orgánicos mediante la adición de vapor,
tomando el nombre de destilación por arrastre con vapor.
Destilación azeotrópica.- Usada para separar compuestos que forman azeótropos, en este caso
se usan dos columnas a diferentes condiciones.
Destilación por lotes (“batch”).- Cuando se van a tratar pequeñas cantidades de mezclas de
las cuales se desean obtener ciertos componentes, se utiliza ampliamente en la obtención de
alcohol en pequeñas destilerías en las cuales se usa un sistema que representa una sola etapa de
equilibrio conocido como alambique, y para procesos de rectificación de alcohol en donde la
columna representa solamente a la sección superior (sección de rectificación) de una columna
convencional.
Destilación de equilibrio (“flash”).- Conocida como destilación instantánea, usada
ampliamente en la separación inicial de las corrientes de Gas Natural en dos corriente; una
liquida conteniendo gasolinas de alta calidad y otra gaseosa conteniendo metano y otros
componentes gaseosos. La separación se regula modificando las condiciones de presión y
temperatura del tanque destilador.
Destilación reactiva.- Es un proceso en el que el reactor químico también es el alambique. La
separación del producto de la mezcla de reacción no necesita una etapa de destilación separada,
lo que ahorra energía (para calefacción) y materiales. Esta técnica puede ser útil para reacciones
limitadas en equilibrio tales como esterificación y reacciones de hidrólisis de éster. La
conversión puede aumentarse más allá de lo esperado por el equilibrio debido a la eliminación
continua de productos de reacción de la zona reactiva.
1.3. PROCESO DE DESTILACIÓN CONTINUA
Los procesos de separación alcanzan sus objetivos mediante la creación de dos o más zonas que
coexisten y tienen diferencias de temperatura, presión, composición o fase. Cada especie
molecular de la mezcla que se va a separar reaccionará de un modo único ante los ambientes
presentes en esas zonas. En consecuencia, conforme el sistema se desplaza hacia el equilibrio,
cada especie establecerá una concentración diferente en cada zona dando como resultado una
separación entre las especies. Las características y flujos de un proceso convencional de
destilación se ilustran en la Figura. 1-1.
En una columna de destilación, las fases de vapor y líquido fluyen en contracorriente
dentro de una zona de transferencia de masa. La columna es equipada con platos o empaques
para maximizar el contacto entre las dos fases. Para mejorar la operación, algo de la corriente
del tope es retornada como un reflujo líquido (L0). La razón de reflujo (R) es definida como la
razón de L0 a producto del tope (D) [3].
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Figura. 1-1 Columna de destilación
R = L0/D (1.1)
donde R = razón (o relación) de reflujo externo (adimensional)
L0 = cantidad de líquido retornado como reflujo a la columna (masa / tiempo)
D = cantidad de producto del tope (masa / tiempo)
La ventaja de la destilación es su simplicidad, bajo capital de inversión, y bajo riesgo
potencial. En efecto, la destilación es el proceso de elección para separar componentes
térmicamente estables a sus puntos de ebullición y que tengan una volatilidad relativa de 1,5 o
más.
En el lado negativo la destilación tiene una baja eficiencia termodinámica. La destilación
puede ser no atractiva cuando se presentan azeótropos, o cuando se deba separar bajas
concentraciones de componentes con alto punto de ebullición que estén presentes en grandes
volúmenes de agua.
En muchas aplicaciones la destilación es más ventajosa que los demás procesos de
separación debido a su diagrama de flujo simple y costos de capital bajos, particularmente para
grandes capacidades. Por ejemplo, el costo de capital de columnas con platos perforados se
incrementa con la capacidad de acuerdo a la regla de “los seis décimos”, mientras que para
procesos alternativos, tales como aquellos basados en membranas se incrementan más
linealmente con la capacidad.
COLUMNA
DE
DESTILACIÓN
CON PLATOS
O RELLENO
ALIMENTACIÓN
F
CONDENSADOR
QC
D Lo
REHERVIDOR
QS
B
Nmin
Rm
in
Razón de reflujo, R
Núm
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1.4. DISEÑO DE UNA COLUMNA DE DESTILACIÓN CONTINUA
La destilación se usa para separar componentes en una mezcla de alimentación en función de
sus puntos de ebullición relativos. Una columna de destilación simple y continua puede hacer
la separación entre dos componentes en dos flujos de producto. En los sistemas de componentes
múltiples, los dos componentes principales que se separarán se designan como ligeros y pesados
y los que representan a cada grupo se denominan componentes clave ligero y pesado. El clave
ligero es el componente más volátil con mayor pureza en la corriente de producto del tope, y el
clave pesado es el componente menos volátil con mayor pureza en la corriente de producto del
fondo.
1.4.1. Equilibrio liquido-vapor
El diseño de la destilación se basa en la consideración teórica de que la transferencia de calor
y masa de una etapa a otra (teórica) está en equilibrio [4] – [5]. Las columnas reales con
bandejas reales se diseñan estableciendo eficiencias de bandeja de columnas y aplicándolas a
las bandejas teóricas o a las etapas determinadas por los métodos de cálculo usados.
Dechman [6] ilustra una modificación al diagrama habitual de McCabe-Thiele que asume
flujo molar constante en un diagrama que reconoce flujo molar no constante.
La destilación por fraccionamiento, la destilación extractiva, la extracción líquido-líquido
y la absorción son todas las técnicas utilizadas para separar las mezclas binarias y
multicomponente de líquidos y vapores. La referencia [7] examina enfoques para determinar
las secuencias óptimas de procesos para separar componentes de una mezcla, principalmente
por destilación.
Es esencial calcular, predecir o determinar experimentalmente el equilibrio líquido-vapor
para realizar adecuadamente los cálculos de destilación. Estos datos necesitan relacionar la
composición, la temperatura y la presión del sistema, estas relaciones se expresan en los valores
K y la volatilidad relativa
Fracción molar del componente i en la fase vapor yi
Ki = = (1.2)
Fracción molar del componente i en la fase liquida xi
El valor K es una medida de la tendencia del componente i a vaporizarse.
Si el valor K es alto, el componente tiende a concentrarse en el vapor; si es bajo, tiende a
concentrarse en el líquido. Si el valor K es la unidad, el componente se dividirá igualmente
entre el vapor y el líquido.
El valor K es una función de la temperatura, presión y composición. En el equilibrio, si
se fijan dos de estas tres variables, se fija la tercera. Entonces el valor K puede considerarse
como una función de la presión y composición, o temperatura y composición (o temperatura y
presión)
La volatilidad relativa de componentes i, j se define como:
Valor K del componente i
ij = (1.3)
Valor K del componente j
Convencionalmente, la volatilidad relativa es definida como la razón de los valores K del
componente más volátil al menos volátil, por lo cual la volatilidad relativa siempre será mayor
o igual a la unidad
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Básicamente, hay dos tipos de sistemas: ideal y no ideal. Estos términos se aplican al
binario más simple o sistemas de dos componentes, así como a los sistemas multicomponentes
a menudo más complejos.
El punto de partida en el que se basa el diseño de todas las columnas es determinar con
precisión la volatilidad relativa de los componentes clave que se van a separar. Usando un
programa de simulación de balance de masa y energía. El usuario debe establecer la base de la
simulación seleccionando un paquete de fluido apropiado y los componentes presentes en la
alimentación. Los coeficientes de actividad, estimados por el programa o provistos por el
usuario, se utilizan para relacionar interacciones de componentes no ideales.
Para este fin se usan las Ecuaciones de Estado (EOS), las cuales se deben seleccionar
según el sistema para dar predicciones confiables del equilibrio liquido-vapor.
1.4.1.1. Aplicaciones de ecuaciones de estado en la industria del petróleo y el gas
Los yacimientos de fluidos contienen una variedad de sustancias de diversa naturaleza química
que incluyen hidrocarburos y no hidrocarburos. Los hidrocarburos van desde el metano a
sustancias que pueden contener 100 átomos de carbono. La química de los fluidos de
yacimiento de hidrocarburos es muy compleja. A pesar de la complejidad de los fluidos de
hidrocarburos que se encuentran en los depósitos subterráneos, las ecuaciones de estado han
demostrado un rendimiento sorprendente en los cálculos de comportamiento de fase de estos
fluidos complejos.
Una ecuación de estado (EOS) es una expresión analítica que relaciona la presión con el
volumen y la temperatura. La expresión se usa para describir el comportamiento volumétrico,
los equilibrios liquido-vapor (VLE) y las propiedades térmicas de las sustancias y mezclas
puras. Numerosas EOS se han propuesto desde que Van der Waals introdujo su expresión en
1873. Actualmente, se utiliza varias EOS en la ingeniería de petróleo y el gas. En este capítulo,
se ha proporcionado una revisión sobre la EOS más comúnmente utilizada en la industria del
petróleo y el gas.
Dentro de este extenso grupo de EOS, tenemos las ecuaciones de estado de Soave-
Redlich-Kwong (SRK), Peng-Robinson (PR), Patel-Teja (PT), Schmit-Wenzel (SW) y
Esmaeilzadeh-Roshanfekr (ER) entre otras.
Todos los hallazgos resaltan el hecho de que actualmente no existe una EOS "todo en
uno" que proporcione la mejor predicción de todas las propiedades termodinámicas de los
diferentes tipos de fluidos. Parece que algunas EOS pueden obtener mejores resultados que las
otras solo para ciertos tipos de fluidos y algunas EOS son ventajosas para propiedades
particulares. Por ejemplo, la PR-EOS trabaja bien para transiciones de fase de hidrocarburos
pesados (O'Reilly, 2009).
Desde 1949, cuando Redlich y Kwong (RK) formularon su ecuación cúbica de estado de
dos parámetros (EOS), muchos investigadores han introducido varias modificaciones para
mejorar la capacidad de RK-EOS. Otras dos ecuaciones cúbicas bien conocidas son las
ecuaciones de Soave (SRK) (1972) [8] y Peng-Robinson (PR) (1976) [9]. Aunque muchas
formas modificadas de RK-EOS se informan en la literatura, pero al menos para los sistemas
de hidrocarburos y sus mezclas, solo las ecuaciones de SRK y PR han sido ampliamente
aceptadas. Ambas ecuaciones de SRK y PR utilizan el factor acéntrico de Pitzer como el tercer
parámetro para obtener el parámetro a en sus ecuaciones. Los factores acéntricos se calculan a
través de propiedades críticas; por lo tanto, para compuestos pesados donde se deben estimar
las propiedades críticas, los errores en las propiedades críticas se contribuirán al factor céntrico.
Probablemente, los cálculos EOS cúbicas más exitosas para los equilibrios de vapor líquido
(VLE) hayan sido los propuestos por Soave, Redlich y Kwong y Robinson y Peng
(Esmaeilzadeh et al., 2005) [10]. Ambas EOS asumieron un valor fijo del factor de
compresibilidad crítico para todas las sustancias y como resultado los valores predichos para la
densidad del líquido saturado difieren considerablemente de sus valores experimentales.
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1.4.1.2. Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) EOS
En 1972, Soave mejoró el RK-EOS, que representa un intento de tener en cuenta la geometría
molecular y la polaridad al reemplazar el término ɑ / T0.5 en RK-EOS con un término más
general dependiente de la temperatura α(T). Mostró que una expresión simple para la
dependencia de la temperatura del parámetro de atracción " a" permitía a la ecuación representar
la presión de vapor de una amplia clase de sustancias. La ecuación propuesta conocida como
SRK-EOS es la siguiente:
𝑃 =𝑅𝑇
𝑣−𝑏−
𝑎(𝑇)
𝑣(𝑣+𝑏) (1.4)
donde:
𝑎(𝑇) = 0.42747𝑅2𝑇𝑐
2
𝑃𝑐𝛼(𝑇) (1.5)
𝑏 = 0.0867𝑅𝑇𝑐
𝑃𝑐 (1.6)
Soave propuso una forma simple para α ≡ α (Tr, ꞷ) para todas las sustancias puras,
aprovechando el concepto del factor acéntrico de Pitzer (Pitzer et al., 1955). Soave comparó la
presión de vapor prevista de su modificación y la RK-EOS original para varias sustancias,
mostrando que su modificación mejoró enormemente las predicciones de presión de vapor. En
esta modificación α(T) se extrapola para las temperaturas supercríticas. Soave comparó solo las
presiones de saturación medidas y calculadas de varios sistemas binarios que mostraron un buen
resultado. SRK es bastante capaz de predecir equilibrios vapor-líquido, pero no proporciona
una densidad de líquido confiable. (Danesh, 1998) [11]
1.4.1.3. Ecuación de Estado de Peng-Robinson (PR) EOS
Otra variación importante de la EOS de van der Waals fue introducida en 1976 por Peng y
Robinson. SRK-EOS no puede predecir las densidades de líquido con precisión. La predicción
mejorada de la densidad fue la principal motivación de los autores de PR-EOS que, en general,
es superior en las predicciones de densidad de los sistemas de yacimientos de fluidos. Aunque
esta ecuación mejora la predicción de la densidad del líquido, no puede describir el
comportamiento volumétrico alrededor del punto crítico. La PR-EOS es quizás la EOS más
popular y ampliamente utilizada. En términos del volumen molar Vm, Peng y Robinson
propusieron la siguiente EOS cúbica de dos constantes:
𝑃 =𝑅𝑇
𝑉𝑚−𝑏−
𝑎(𝑇)
𝑉𝑚(𝑉𝑚+𝑏)+𝑏(𝑉𝑚−𝑏) (1.7)
donde:
𝑎(𝑇𝑐)= 0.45724(𝑅𝑇𝑐)2
𝑃𝑐 (1.8)
𝑏 = 0.7780𝑅𝑇𝑐
𝑃𝑐 (1.9)
La expresión generalizada para el parámetro dependiente de la temperatura viene dada
por:
𝑎(𝑇) = 𝑎(𝑇𝑐)𝛼(𝑇) (1.10)
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donde
(𝑇) = {1 + 𝑚 [1 + √𝑇
𝑇𝑐]}
2
(1.11)
Con
m=0.3746+1.5423ω−0.2699ω2 (1.12)
La comparación de la predicción de presión de vapor de varias sustancias por la SRK-
EOS y la PR-EOS con datos experimentales muestra que el error es pequeño para ambas
ecuaciones, aunque la PR-EOS se comporta mejor en un pequeño margen (Firoozabadi A.,
1988) [12]. Peng y Robinson también compararon las salidas de entalpía para cinco sustancias
puras tanto de su EOS propuesta como de la SRK-EOS. Ambas ecuaciones generan valores de
entalpía de aproximadamente la misma fiabilidad. De acuerdo con la experiencia de diferentes
investigadores, PR-EOS goza de mayor simplicidad y confiabilidad que muchas otras
ecuaciones. Sin embargo, las ecuaciones PR y SRK fallan para compuestos más pesados que
C10 - C11. Peneloux y Rauzy (1982) [13], introdujeron una constante para cada sustancia que
se resta del volumen obtenido en la ecuación de SRK. Su modificación mejora en gran medida
las predicciones de densidad de líquido, pero requiere un cuarto parámetro además de la
temperatura crítica, la presión crítica y el factor acéntrico requerido por la ecuación de SRK.
1.4.2. Objetivos operativos de la columna
El primer paso en el diseño de la columna es especificar los objetivos operativos de la columna.
Estos se definen por una composición de producto primario y una recuperación óptima del
producto a partir de la corriente de residuos, reciclo o subproducto menos importante. Estas
especificaciones deben ser en términos de la impureza del clave pesado en la corriente superior
y la impureza del clave ligero en la corriente inferior [14].
1.4.3. Presión operacional
Una vez que se especifican las composiciones de la corriente superior e inferior, se pueden
determinar a diversas presiones el punto de rocío de la corriente superior y el punto de ebullición
de la corriente inferior. Se debe seleccionar una presión de funcionamiento que permita
diferencias de temperatura aceptables entre los utilitarios disponibles porque el vapor del tope
debe condensarse y el líquido de la parte inferior debe volver a hervir.
Cuando sea posible, se prefiere la operación a presión atmosférica de la columna para evitar
requerir un sistema de vacío. Sin embargo, otra consideración es la sensibilidad al calor de los
componentes, que puede requerir un funcionamiento a menor presión para evitar el
ensuciamiento, la decoloración del producto o la descomposición. A menudo, la volatilidad
relativa también se mejora a presiones más bajas [14].
1.4.4. (L/D)min & Nmin y estimación de la etapa de alimentación
Utilizando un programa de simulación, los procedimientos de acceso directo basados en la
operación de reflujo total permiten determinar la relación de reflujo mínima (L / Dmin) y el
número mínimo de etapas ideales de separación (Nmin). El uso de una relación de reflujo real
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de 1,2 veces la relación de reflujo mínima permitirá estimar un número óptimo de etapas, así
como una etapa de alimentación adecuada.
Ahora se puede lograr una simulación rigurosa de la destilación a una tasa y composición
de alimentación dada especificando lo siguiente: composiciones del producto superior e
inferior, cantidad de etapas, etapa de alimentación y presión superior e inferior.
Los casos paramétricos de esta simulación deberían usarse para verificar el número
estimado de etapas y la ubicación de la alimentación. Suma y resta etapas de la sección de
agotamiento y rectificación de la columna. Haga esto hasta que la relación de reflujo requerida
sea aproximadamente 1,2 veces la relación de reflujo mínima, o la compensación entre el uso
de utilidad y el número de etapas parezca óptima para la columna específica [14].
1.4.5. Diámetro y altura de la columna
En este punto, el proceso de destilación está bien definido, dejando el diámetro y la altura de la
columna a determinar. El diseño por un programa de simulación proporciona los flujos internos
de líquido y vapor y sus propiedades físicas para cada etapa de la columna. El diámetro de la
columna se elige para proporcionar una velocidad de vapor superficial aceptable, o "factor Fs".
Esto se define como la velocidad del vapor (pie / seg) por la raíz cuadrada de la densidad del
vapor (lb / pie3) y la carga del líquido definida como la tasa de flujo volumétrico (gal / min)
dividida por el área de la sección transversal de la columna (pie2).
Las partes internas de la columna se pueden elegir como bandejas o como empaques. Las
columnas con bandas deben evitar la inundación, el soplado y el atascamiento (trabado) de la
bajada. Las columnas empacadas deben evitar las inundaciones, la mínima humectación
superficial y la mala distribución. Los gerentes de proyecto deben comprender y determinar
estos cinco elementos claves de diseño para el éxito del proyecto. El costo, las interacciones
químicas y las necesidades de equipamiento cambian de forma no lineal, ya que se requiere un
mayor rendimiento. Los ingenieros calificados deben considerar estos pasos críticos para el
diseño de la columna de destilación [14].
1.5. MODELAMIENTO DE UNA COLUMNA DE DESTILACIÓN CONTINUA
Los ingenieros químicos han estado resolviendo problemas de destilación utilizando el modelo
de etapa de equilibrio desde 1893 cuando Sorel esbozó el concepto para describir la destilación
del alcohol. Desde entonces, se ha utilizado para modelar una amplia variedad de procesos
similares a la destilación, incluida la destilación simple (columnas de alimentación única, dos
productos), destilación compleja (alimentación múltiple, columnas de productos múltiples),
destilación extractiva y azeotrópica, destilación de petróleo, absorción, extracción líquido-
líquido, extracción y extracción supercrítica.
Los verdaderos procesos de destilación, sin embargo, casi siempre operan fuera del
equilibrio. En los últimos años, ha sido posible simular la destilación y la absorción como las
operaciones basadas en la tasa de transferencia de masa que realmente son, usando lo que se
conoce como no equilibrio (NEQ) o modelos basados en recuperaciones.
La simulación por computadora de los procesos de destilación, ya sea que se realicen
utilizando modelos de equilibrio o no equilibrio, nos exige abordar los siguientes temas:
• Formulación de las ecuaciones del modelo
• Datos de propiedad física y cálculos
• Grados de libertad análisis
• Solución de sistemas de ecuaciones lineales y fuertemente no lineales.
Estos son los temas que consideramos a continuación. También discutimos el uso de
herramientas de simulación en el modelado de columnas de destilación reales.
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1.5.1. Modelado de las etapas de equilibrio
Un diagrama esquemático de una etapa de equilibrio se muestra en la Figura 1-1a. El vapor de
la etapa inferior y el líquido de la etapa superior se ponen en contacto en la etapa junto con la
alimentación nueva o reciclada. Se supone que las corrientes de vapor y líquido que salen de la
etapa están en equilibrio entre sí.
Un proceso de separación completo se modela como una secuencia de estas etapas de
equilibrio, como se muestra en la Figura 1-1b.
1.5.1.1. Las ecuaciones MESH (la formulación 2c + 3) Las ecuaciones que modelan las etapas de equilibrio a menudo se conocen como ecuaciones
MESH. Las ecuaciones M son las ecuaciones de balance de materiales, E representa las
ecuaciones de equilibrio, S representa las ecuaciones de suma de fracciones molares, y H se
refiere a las ecuaciones de balance de calor o de entalpía.
Hay dos tipos de balance de materiales: el balance de masa total
𝑉𝑗+1 + 𝐿𝑗−1 + 𝐹𝑗 − (1 + 𝑟𝑗𝑉)𝑉𝑗 − (1 + 𝑟𝑗
𝐿)𝐿𝑗 = 0
y el balance de masa por componente
𝑉𝑗+1𝑦𝑖,𝑗+1 + 𝐿𝑗−1𝑥𝑖,𝑗−1 + 𝐹𝑗𝑧𝑖,𝑗 − (1 + 𝑟𝑗𝑉)𝑉𝑗𝑦𝑖,𝑗 − (1 + 𝑟𝑗
𝐿)𝐿𝑗𝑥𝑖,𝑗 = 0
En las ecuaciones de balance de masa dadas anteriormente, rj es la relación de flujo de la
corriente lateral al flujo entre etapas:
𝑟𝑗𝑉 =
𝑈𝑗
𝑉𝑗, 𝑟𝑗
𝐿 =𝑊𝑗
𝐿𝑗
Por lo tanto, las fracciones molares deben sumar la unidad
El balance de entalpia está dado por:
𝑉𝑗+1𝐻𝑗+1𝑉 + 𝐿𝑗−1𝐻𝑗−1
𝐿 + 𝐹𝑗𝐻𝑗𝐹 − (1 + 𝑟𝑗
𝑉)𝑉𝑗𝐻𝑗𝑉 − (1 + 𝑟𝑗
𝐿)𝐿𝑗𝐻𝑗𝐿 − 𝑄𝑗 = 0
Los H’s superpuestos son las entalpias de la fase apropiada.
(1.13)
(1.15)
(1.16)
(1.17)
(1.14)
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Figura. 1-2 (a) La etapa de equilibrio. (b) Columna de varias etapas
Para completar el modelo, es habitual agregar ecuaciones que relacionan las
composiciones de las dos corrientes que salen del escenario. En el modelo estándar de una
columna de destilación, suponemos que estas dos corrientes están en equilibrio entre sí. Por lo
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tanto, las fracciones molares en las corrientes de salida están relacionadas por las conocidas
ecuaciones del equilibrio de fase:
𝑦𝑖,𝑗 = 𝐾𝑖,𝑗𝑥𝑖,𝑗 (1.18)
Los Ki, j son las razones de equilibrio o valores de K para la especie i en la etapa j.
TABLA 1-1 Ecuaciones para una Etapa de Equilibrio
Ecuación Ecuación no. Número
Balance de masa total (1.1) 1
Balances de masa por componente (1.2) C
Balance de energía total (1.5) 1
Ecuaciones de sumatoria de fracciones molares (1.4) 2
Ecuaciones de equilibrio (1.6) c
2c + 4
1.5.1.2. Grados de Libertad, Análisis y Formulación del Problema.
La tabla 1-2 resume las ecuaciones para una etapa simple de equilibrio (en una secuencia de
etapas). Existen 2c + 4 ecuaciones por etapa, de las cuales solamente 2 + c son independientes.
Por lo tanto, una de estas ecuaciones debe ignorarse en un método (basado en computadora)
para resolver las ecuaciones. En algunos métodos ignoramos el balance total de masa; una
alternativa es combinar las ecuaciones de la suma de fracción molar líquida y de vapor.
Obsérvese que aquí se omiten las ecuaciones de suma de la fracción molar para la alimentación,
al igual que las ecuaciones de suma de la fracción molar para las corrientes de vapores y líquidos
entre etapas; el último "pertenece" a la ecuación establecida para las etapas adyacentes.
Las cantidades para la etapa j que aparecen en estas ecuaciones son resumidas en la Tabla 1-
2. El número total de variables que aparecen en estas ecuaciones es 3c + 10. Notar que los
valores K y las entalpias que también aparecen en las ecuaciones MESH no son incluidas en la
tabla de variables, tampoco se incluyen ecuaciones para su estimación incluidas en la lista de
ecuaciones. Las propiedades termodinámicas son funciones de la temperatura, presión y
composición, cantidades que no aparecen en la tabla de variables.
Las variables desconocidas 2c +3 que normalmente se determinan mediante la resolución de
las ecuaciones MESH son las c fracciones molares de vapor yi, j; las c fracciones molares del
líquido xi, j; la temperatura de la etapa Tj; y los flujos de vapor y líquido Vj y Lj. Las variables
restantes, en número c +7 (la diferencia entre el número de variables y el número de ecuaciones
independientes), que deben especificarse son la presión de etapa Pj, la velocidad de flujo de
alimentación, c - 1 fracciones molares en la alimentación ( el último se calcula directamente a
partir de la ecuación de suma de la fracción molar de alimentación, que no se incluyó en las
ecuaciones para la etapa j en la Tabla 1-1), temperatura y presión de la alimentación, Qj de la
etapa de calentamiento y flujos laterales Uj y Wj . Es importante reconocer que los otros flujos
y variables de composición que aparecen en las ecuaciones MESH están asociados con las
ecuaciones equivalentes para etapas adyacentes. Para una columna de N etapas, debemos
resolver N (2c +3) ecuaciones.
La siguiente tabla muestra que podemos necesitar resolver cientos o incluso miles de
ecuaciones.
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c N N (2c +3)
2 10 70
3 20 180
5 50 650
10 30 690
40 100 8300
TABLA 1-2 Variables para una Etapa de Equilibrio
Variable Símbolo Número
Tasa de flujo de vapor Vj 1
Tasa de flujo de liquido Lj 1
Tasa de flujo de alimentación Fj 1
Flujo de vapor en corriente lateral Wj 1
Flujo de líquido en corriente lateral Uj 1
Fracciones molares en la fase vapor yi,j c
Fracciones molares en la fase liquida xi,j c
Composición de la alimentación zi,j c
Temperatura de la etapa Tj 1
Presión de la etapa Pj 1
Temperatura de la alimentación 1
Presión de la alimentación 1
Carga de calor en la etapa Qj 1
3c + 10
1.5.2. Simplificaciones de las Ecuaciones MESH
1.5.2.1. La formulación 2c + 1
Una forma alternativa de las ecuaciones MESH es usada en muchos algoritmos. En esta
variación, hacemos uso del flujo de componente definido por
𝑣𝑖𝑗 = 𝑉𝑗𝑦𝑖𝑗 𝑙𝑖𝑗 = 𝐿𝑗𝑥𝑖𝑗 𝑓𝑖𝑗 = 𝐹𝑗𝑧𝑖𝑗 (1.7)
En términos de flujo de componentes, el balance de masa por componente, se convierte en
𝑣𝑖,𝑗 + 𝑙𝑖,𝑗−1 + 𝑓𝑖,𝑗 − (1 + 𝑟𝑗𝑉)𝑣𝑖,𝑗 − (1 + 𝑟𝑗
𝐿)𝑙𝑖,𝑗 = 0 (1.8)
Dado que las tasas de flujo total de vapor y líquido son, por definición, la suma de las tasas de
flujo de componentes de las fases respectivas, la suma de las ecuaciones y la ecuación del
balance de masa total se satisfacen automáticamente.
Por lo tanto, el número de ecuaciones y variables por etapa ha sido reducido por 2 a 2c + 1.
1.5.2.2. La formulación c + 3 El número de variables desconocidas (incógnitas) para la etapa se puede reducir a solo c + 3 si
usamos las relaciones de equilibrio para eliminar las fracciones molares de la fase de vapor de
los balances de masa por componente
𝑉𝑗+1𝐾𝑖,𝑗+1𝑥𝑖,𝑗+1 + 𝐿𝑗−1𝑥𝑖,𝑗−1 + 𝐹𝑗𝑧𝑖,𝑗 − (1 + 𝑟𝑗𝑉)𝑉𝑗𝐾𝑖,𝑗𝑥𝑖,𝑗 − (1 + 𝑟𝑗
𝐿)𝐿𝑗𝑥𝑖,𝑗 = 0 (1.9)
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Y de la ecuación de sumatoria
(1.10)
Esta ecuación nos resulta familiar a partir de los cálculos del punto de burbujeo. En esta
formulación de las ecuaciones MESH, las fracciones molares de la fase de vapor ya no son
variables independientes, sino que están definidas por la Ec. (1-6).
Esta formulación de las ecuaciones MESH ha sido utilizada en bastante cantidad de
algoritmos. Es menos útil si la no idealidad de la fase de vapor es importante (y, por lo tanto,
los valores de K dependen de la composición de la fase de vapor).
1.5.2.3. Condensador y recalentador.
Las ecuaciones MESH indicadas anteriormente se aplican a todas las etapas interiores de una
columna. Además, se debe considerar cualquier rehervidor y condensador. En una planta real,
un condensador total puede estar seguido por un acumulador de reflujo y un divisor de corriente.
El acumulador no agrega ninguna ecuación a un modelo de estado estacionario (pero es
importante considerarlo en un modelo de estado no estacionario), pero el divisor de flujo es una
unidad separada con su propia temperatura, presión y pérdida de calor, y modelado por las
ecuaciones de equilibrio apropiadas. En la práctica, el condensador y el divisor de reflujo a
menudo se modelan como una única unidad combinada, y las ecuaciones MESH descritas
anteriormente se pueden usar para modelar estas etapas con solo algunas modificaciones
menores. Por ejemplo, para un condensador total y el divisor de flujo de reflujo en la parte
superior de una columna de destilación, el destilado líquido es U1 y la relación de reflujo 𝑅 =1
𝑟1𝐿⁄ . Para un condensador parcial (sin separador de flujo) el producto de vapor es V1 y la
relación de reflujo R = L1/V1. Una unidad de dispositivo de condensador/divisor que
proporciona productos tanto de vapor como líquidos se obtiene mediante una combinación de
estas dos unidades. Finalmente, para un rehervidor parcial en la base de una columna, la tasa
de flujo de fondo es LN. Tenga en cuenta que una etapa de equilibrio con una corriente
secundaria se considera aquí como una unidad única esencialmente de la misma manera.
En los métodos basados en computadora para resolver las ecuaciones de MESH, es común
reemplazar el balance de energía del condensador (con o sin el divisor de corriente asociado) y
el rehervidor con una ecuación de especificación. Las posibles especificaciones incluyen:
La tasa de flujo de la corriente de productos destilados/fondos.
La fracción molar de un componente en la corriente de producto de destilados o fondos.
Tasa de flujo de componentes en la corriente de productos de destilados o fondos.
Una relación o razón de reflujo en el rehervidor.
La temperatura del condensador o del recalentador.
El servicio térmico al condensador o el rehervidor.
Si no se especifican las funciones de calor del condensador y/o el rehervidor, es posible
calcularlas a partir de los balances de energía después de que se hayan resuelto todas las
ecuaciones del modelo.
Para un condensador total, la composición de vapor utilizada en las relaciones de equilibrio
es la determinada durante un cálculo de punto de burbuja basado en la presión real y las
composiciones líquidas que se encuentran en el condensador. Estas fracciones molares de vapor
no se utilizan en los balances de masa de los componentes ya que no hay corriente de vapor de
un condensador total. A menudo sucede que la temperatura de la corriente de reflujo está por
debajo de la temperatura del punto de burbuja del líquido condensado (condensador
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subenfriado). En tales casos, es necesario especificar la temperatura real de la corriente de
reflujo o la diferencia de temperatura entre la corriente de reflujo y el punto de burbujeo del
condensado.
1.5.3. Solución delas Ecuaciones MESH
Podemos identificar varias clases de métodos para resolver las ecuaciones del modelo de la
etapa de equilibrio:
Métodos gráficos. Estos métodos se desarrollaron antes de que los métodos modernos
por computadora se adoptaran ampliamente. Algunos métodos gráficos conservan su
valor principalmente para sistemas binarios.
Métodos aproximados. En estos, se hacen muchos supuestos simplificadores para
obtener soluciones de las ecuaciones del modelo dentro estos tenemos los métodos
cortos basados en ecuaciones generalizadas para los cálculos, tales como las ecuaciones
de recuperaciones por Geddes Hengstebeck para el balance de masa, le ecuación de
Underwood para la relación de reflujo, las ecuaciones de Fenske y McCormik para el
numero de etapas y la ecuación de Kirkbride para la ubicación de la etapa de
alimentación. Otro método aproximado muy usado es el método de Lewis y Matheson
y en el cual se hacen una serie de simplificaciones para reducir al minino las ecuaciones
MESH, siendo las más saltantes considerar temperatura y presión constantes a lo largo
de la columna y flujos molares de líquido y vapor constantes
Métodos basados en computadora. De hecho, desde finales de la década de 1950 hasta
principios de la de 1990, apenas pasó un año sin la publicación de al menos un (y
usualmente más de uno) nuevo algoritmo para resolver estas ecuaciones. La evolución
de los algoritmos para resolver las ecuaciones del modelo de la etapa se ha visto
influenciada, entre otras cosas, por la disponibilidad (o la falta) de suficiente
almacenamiento y velocidad, el desarrollo de técnicas matemáticas que pueden
explotarse, la complejidad de las correlaciones de propiedades físicas (valor K y
entalpía), y la forma del modelo a ser resuelto. Continuamos con una breve discusión
de los métodos basados en computadora. Muchos métodos basados en computadora se
discuten extensamente en una cantidad de libros de texto [ver, por ejemplo, Holland,
[15]; King, [16].; Seader y Henley [17]., Seader, Henley y Roper [18]; Haas (en Kister
op. Cit. 1992)]. Seader (op.cit.) Ha escrito una interesante historia de la simulación de
la etapa de equilibrio.
Las ecuaciones MESH forman un conjunto de ecuaciones algebraicas no lineales (en el sentido
de que no implican derivadas o integrales) y, por lo tanto, deben resolverse mediante algún
proceso iterativo. Hay dos pasos clave en el desarrollo de un algoritmo para resolver sistemas
de ecuaciones no lineales:
• La selección de métodos numéricos particulares
• La selección del orden en que las ecuaciones deben ser resueltas
Podemos identificar varias clases de métodos para resolver numéricamente las ecuaciones
MESH:
1. Métodos de división en los que las ecuaciones se dividen en grupos y cada grupo se
resuelve por separado
2. Métodos de dentro-fuera (IO)
3. Métodos de convergencia simultánea (SC) en que todas las ecuaciones se resuelven al
mismo tiempo utilizando el método de Newton (o una variante del mismo)
4. Métodos de relajación en los que las ecuaciones MESH se emiten en forma inestable e
integradas numéricamente hasta que se ha encontrado la solución de estado estacionario
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5. Métodos de continuación
6. Métodos de colocación
7. Métodos de optimización
Los métodos para resolver las ecuaciones MESH que se usan más ampliamente caen en las
categorías 1 a 3.
1.5.4. Uso de los Simuladores de Procesos
La simulación por computadora cubre hoy prácticamente todas las actividades dedicadas
a la ingeniería de procesos. Simular el diagrama de flujo (“Flowsheeting”) es la actividad clave,
pero no la única. Se necesitan otras herramientas computarizadas para sacarle un verdadero
provecho. Algunos de naturaleza más conceptual pueden necesitarse inicialmente, como
análisis termodinámico y síntesis de procesos, otros pueden ser posteriores, como el diseño
detallado de unidades y análisis económico, y algunos deberían ejecutarse en el mismo nivel de
diseño, como la integración de calor. Además, la simulación se involucra cada vez más en
sofisticados sistemas basados en computadora para la operación en tiempo real y la capacitación
del operador.
Por lo tanto, las aplicaciones de simulación de procesos se comparten en dos categorías,
diseño y operación. Estos son en gran parte interdependientes, pero se pueden identificar
actividades distintivas dentro de cada una.
En Diseño Asistido por Computador (“Computer Aided Design”) CAD, la actividad clave
es el diseño conceptual, que incluye la Síntesis del Proceso (desarrollo del diagrama de flujo
del proceso) e Integración del Proceso (valorización óptima del material y los recursos
energéticos). Otras actividades respaldadas por computadora se relacionan con el diseño
detallado de los equipos y la producción de documentos, como diagramas y planos, incluidos
los diagramas de tuberías e instrumentación, hasta el diseño de la planta 2D y 3D. Para los
procesos por lotes, la actividad clave es la planificación en el tiempo de diferentes tareas de
fabricación denominadas “Scheduling” (Programación).
En Operación Asistida por Computador (“Computer Aided Operation”) podemos
mencionar el monitoreo en tiempo real del balance de materiales y energía, gestionado hoy en
día mediante programas de reconciliación de datos. La operación de la planta se puede adaptar
y optimizar en tiempo real por medio de herramientas computarizadas basadas en el flujo de
datos dinámico. Otras aplicaciones avanzadas son simuladores para estudios de seguridad y
capacitación de operadores [19].
Esta variedad de aplicaciones mencionadas anteriormente se refleja en una gran cantidad
de herramientas, de menor o mayor extensión. Sin embargo, la única forma de garantizar un
uso eficiente es su integración en un sistema coherente. Se pueden imaginar tres enfoques:
1. Integración de productos complementarios en torno a un sistema central de diagrama
de flujo.
2. Interconexión de productos suministrados por diferentes proveedores mediante un
sistema de archivos dedicado (interfaz de programa de aplicación).
3. Agrupación de varios paquetes en un entorno gráfico y entorno de base de datos,
impulsado por estándares aceptados generales.
El primer enfoque domina hoy, pero solo algunos sistemas integrados han sobrevivido en
la dura competencia de los años noventa. El segundo enfoque se consideró ocasionalmente
como una asociación entre proveedores de simuladores generalistas y desarrolladores más
pequeños especializados en aplicaciones de nicho. En la práctica, la interacción de diferentes
sistemas, a veces en competencia directa, ha demostrado ser inviable. Una razón podría ser el
alto costo del desarrollo de interfaces especializadas que se volvieron rápidamente obsoletas
debido a los rápidos cambios en la tecnología de la información. El tercer enfoque parece el
más racional.
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El núcleo de un sistema integrado es el sistema de base de datos y la Interfaz gráfica de
uso (GUI). El programa se puede interconectar con paquetes de simulación, principalmente para
propiedades físicas y cálculos termodinámicos, así como para el diagrama de flujo en estado
estacionario. Los paquetes dedicados a actividades conceptuales, como la síntesis de procesos
o la integración de calor, o para tareas de ingeniería, como el diseño de intercambiadores de
calor o tuberías, se pueden incorporar en un segundo nivel de complejidad. Aún más complejo
es la conexión de un simulador dinámico. El sistema integrado también debe estar listo para
aceptar modelos de usuario. Varios proyectos para desarrollar bases de datos de ingeniería de
procesos comerciales se han lanzado en los años 1980-1990, pero ninguno ha sobrevivido. Los
rápidos cambios en la tecnología hicieron que el desarrollo de tales productos fuera muy
arriesgado. En cambio, cada proveedor principal desarrolló una base de datos de propiedad. Sin
embargo, la ausencia de estándares afecta tanto a los productores de software como a los
usuarios. Se necesita un enfoque de colaboración basado en una arquitectura de software
abierta. Un ejemplo es la iniciativa CAPE-OPEN.
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CAPÍTULO II
DESTILACIÓN DE PETRÓLEO
2.1. PECULIARIDADES DEL PETRÓLEO COMO MATERIA PRIMA PARA LA
SEPARACIÓN
Un número de peculiaridades distintivas distingue el petróleo de otro tipo de materias primas:
1. El volumen de producción más grande del mundo. Da especial importancia a la solución
de las tareas de diseño óptimo de las unidades de refinación de petróleo.
2. Continuidad de las propiedades de los componentes. Una gran cantidad de componentes
conduce al hecho de que la dependencia de las propiedades de los componentes en su
temperatura normal de burbuja es continua. Por lo tanto, en la práctica, durante el
diseño, uno no trata con componentes verdaderos sino con pseudocomponentes (es
decir, con grupos de componentes que hierven en un intervalo de temperaturas) y la
calidad de los productos no se caracteriza por su pureza sino por sus propiedades de
inspección de refinado.
3. Intervalos amplios de temperaturas de punto de burbuja de los componentes desde
temperaturas negativas para gases de hidrocarburos livianos hasta más de 800 ° C para
fracciones pesadas de asfalto y alquitrán.
4. Termolabilidad-descomposición térmica de componentes a altas temperaturas (360 -
400 °C). La termolabilidad limita la separabilidad del petróleo y la posibilidad de
recuperación de los componentes más valiosos. Por lo tanto, la tarea principal de la
síntesis de los diagramas de flujo para la separación de la mezcla de petróleo es la
creación de tales diagramas de flujo para recuperar el máximo número de componentes
valiosos para una temperatura permisible (es decir, sin la descomposición térmica de los
componentes).
2.2. MÉTODOS DE AUMENTO DE LA SEPARABILIDAD DEL PETRÓLEO
Para aumentar la recuperación de componentes valiosos (livianos), es necesario aumentar la
cantidad de calor que ingresa sin exceder la temperatura máxima permisible establecida. Hay
varios métodos para lograr este objetivo:
1. Es necesario introducir calor, no en el re hervidor de la columna, sino en su
alimentación, dando en la parte inferior un agente desorbente liviano (con frecuencia,
el vapor sirve como este agente). De esta manera, se alcanza la máxima temperatura del
flujo de vapor, no en el fondo, sino en la sección transversal de la alimentación (Figura.
2-1)
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Figura 2-1 Un perfil de temperatura de la columna con el vapor de desorción (a) y fracción de
alimentación vaporizada V/F como función de la tasa de flujo de masa de vapor st/F (b).
1, rehervidor calentado por vapor; 2, vapor vivo.
2. Es necesario mantener en la sección transversal de la alimentación la presión más baja
posible, que da la posibilidad de obtener una fracción máxima de fase de vapor en la
alimentación y una velocidad máxima de flujo de vapor en la columna.
3. Es necesario aumentar el número de bandejas teóricas en las secciones adyacentes a la
sección transversal de la alimentación, donde están siendo separados los productos más
valiosos de los menos valiosos.
4. En la alimentación de la columna, donde están siendo separados los productos más
valiosos de los menos valiosos, la fracción de componentes ligeros que tienen influencia
de extracción en el resto de los componentes debe ser tan grande como sea posible.
Figura 2-2 El rendimiento de los productos de aceite ligero (<360 oC) D/F como función de
una presión p en la columna de destilación de petróleo crudo y número de bandejas N en la
primera sección anterior a la sección transversal de alimentación (p1, 0.8 bar; p2, 1.6 bar; p3, 2.3
bar, petróleo de Siberia Occidental).
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La Figura 2-2, muestra la dependencia de la salida de productos livianos de petróleo (nafta
+ kerosene + gasoil) sobre la presión en la columna y sobre el número de bandejas en la primera
sección sobre la sección transversal de la alimentación (petróleo de Siberia Occidental).
Los métodos de aumento de la separabilidad enumerados anteriormente requieren un cierto
aumento de gastos de capital (un aumento en el diámetro de la columna - ítem 1, 2 y 4, un
aumento en la altura de la columna – ítem 3).
Debido a que el petróleo es una mezcla con un intervalo amplio de temperaturas de los puntos
de burbuja de componentes y la pureza requerida de los productos no es muy grande, el reflujo
y cantidad de vapor en las secciones no son grandes. Por lo tanto, el calor dado es usado en su
mayoría no para la creación de reflujo de vapor, sino para la evaporación de aquellos productos
que se retiran por encima de la sección transversal de la alimentación. Por lo tanto, la división
(directo, indirecto, intermedio) tiene una influencia débil sobre los gastos de energía, pero es
muy importante excluir la evaporación múltiple y la condensación como en secuencias de
columnas múltiples de columnas simples. Las columnas con separaciones laterales excluyen
evaporación múltiple y condensación.
La sustitución de secuencias multicolumnas con columnas multisección también conduce a
una disminución de los gastos de capital porque, debido al amplio intervalo de temperaturas de
puntos de burbuja, puede haber solo un pequeño número de bandejas en cada sección, y es
provechoso para unir estas secciones en un solo casco.
Entre las destilaciones complejas multisección, solo columnas con separaciones laterales
proporcionan prácticamente todo el calor a la alimentación y lleva vapor vivo al fondo. La
aplicación de “pumparounds” reduce los gastos de energía y se recupera calor para calentar el
petróleo antes de la separación.
Al mismo tiempo, la aplicación de “pumparounds” reduce el caudal de vapor en las secciones
superiores de la columna (es decir, para disminuir el diámetro y los gastos de capital).
Por lo tanto, columna con separaciones laterales, con vapor directo en la parte inferior, y con
“pumparounds” es la mejor destilación compleja para la refinación de petróleo.
2.3. SUCESIÓN PRINCIPAL DE LA REFINACIÓN DEL PETRÓLEO
Un gran número de productos se obtienen del petróleo: gases licuados (propano + butano), nafta
y sus fracciones, kerosene y “jet fuel”, “diesel oil” – ligero y pesado, “fuel oil” pesado, “gas-
oil”, fracciones lubricantes y alquitrán.
Solo parte de estos productos se obtiene en cada unidad. Sin embargo, no es posible obtener
todos los productos en una columna con separaciones laterales debido al intervalo grande de las
temperaturas de puntos de burbuja de los componentes: el vacío es necesario para obtener
productos pesados a una temperatura permisible, y los productos ligeros no pueden ser
obtenidos al vacío debido a las bajas temperaturas que se requerirían para su condensación, que
no se podía asegurar con la ayuda de agentes de frio baratos (aire o agua).
Por lo tanto, la sucesión principal de refinación de petróleo incluye dos unidades principales:
el de la destilación atmosférica y el de la destilación al vacío. Los productos más ligeros se
obtienen en la primera unidad hasta “gas-oil” (producto inferior de la columna atmosférica con
separaciones laterales) y, en la segunda unidad, se obtienen los productos más pesados hasta el
alquitrán (producto inferior de la columna de vacío con separaciones laterales).
La primera unidad generalmente consta de una columna con separaciones laterales (Figura. 2-
3a) o de columna de pre-flash(atmosférica) de recuperación parcial y de la columna principal
con separaciones laterales (Figura. 2-3b).
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Figure 2-3 Destilación de crudo de petróleo: (a) en una columna, y (b) en dos columnas.
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Figure 2-4 Unidad de vacío: (a,b) en una columna, (c,d) en dos columnas.
Se aplica un diagrama de flujo de dos columnas para crudo con un gran contenido de gases que
son separados en la primera columna (a una presión de 3-5 atm), que se mantiene a presión
suficientemente baja en la columna principal (1,3 a 2,0 atm).
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La segunda unidad generalmente consta de una columna con separaciones laterales (Fig. 2-
4b) y sirve para obtener “gas-oil” al vacío y alquitrán (diagrama de flujo para combustible) o
fracciones de lubricante y alquitrán (diagrama de flujo para lubricante).
En algunos casos (Figura 2-4a), el vapor no se usa en la separación para los despojos
(separación “seca”) y se aplica un vacío más profundo (10 - 20 mm Hg).
Para aumentar el número de bandejas teóricas, la unidad de vacío a veces se fabrica como de
dos columnas (Figura 2-4c, d), pero de acuerdo con los gastos de energía en la separación es
más rentable aumentar la cantidad de bandejas en una columna con aplicación de dispositivos
de contacto altamente eficientes con pequeña resistencia hidráulica.
2.4. MODERNIZACIÓN DE UNIDADES PARA REFINACIÓN DE PETRÓLEO
Las unidades de crudo existentes se pueden reconstruir para una recuperación más sólida de los
productos más valiosos: productos ligeros (nafta, kerosene, “fuel diesel”) y fracciones de
lubricantes. Los métodos enumerados anteriormente para mejorar la separabilidad deben usarse
en esta reconstrucción:
1. Parte del combustible “diesel” tiene que ser recuperado no en una unidad atmosférica
sino en una al vacío. Esto crea un doble efecto: (1) en la alimentación de una columna
de vacío, aumenta la fracción de componentes ligeros, que, debido a su influencia de
corte, aumenta la recuperación de fracciones de lubricante o gasóleo; y (2) las
volatilidades de los componentes crecen al vacío, lo que separa el combustible “diésel”
de los productos más pesados de forma más eficiente. La Figura 2-5 muestra el cálculo
de la dependencia del rendimiento de las fracciones de lubricante en la columna de vacío
"seca" sobre la fracción de componentes con temperaturas de punto de burbuja
inferiores a 360 °C en la alimentación. Sin embargo, el aumento del flujo de vapor en
la columna de vacío requiere la aplicación de dispositivos de contacto más eficientes.
2. Si una unidad de crudo contiene solo una unidad atmosférica de dos columnas, entonces
en la columna principal debe mantenerse un vacío moderado (≈0,8 atm) con la ayuda
de un equipo de creación de vacío unido con un tambor de reflujo.
El aumento de la fracción de fase de vapor en la alimentación a vacío moderado aumenta la
dificultad de separación en las secciones de la alimentación superior debido a un aumento en el
número de reflujos. Además, la nitidez de la separación aumenta debido al aumento de las
volatilidades relativas de los componentes a menor presión. Esto aumenta la producción de
productos de aceite liviano (<360 °C) para garantizar su calidad (Figura 2-2) y / o para disminuir
el caudal de vapor.
En la literatura de patentes, hay una gran cantidad de otros métodos para aumentar la
producción de productos ligeros, pero requieren la instalación de columnas adicionales.
El objetivo de la modernización de la unidad de crudo puede ser la disminución de los gastos
de calentamiento y enfriamiento.
En la unidad atmosférica de dos columnas, el método simple para disminuir los gastos de
calentamiento y enfriamiento es la aplicación de dos alimentaciones con diferentes
temperaturas en columna de recuperación parcial (la alimentación superior está a una
temperatura de aproximadamente 100 oC y la alimentación del fondo es a temperatura alcanzada
por medio del calentamiento del crudo por productos calientes y por “pumparounds”).
Cambio considerable de la sucesión principal de separación con el propósito de disminuir
los gastos de energía en el aumento de los costos de capital se ofrecen en patentes (Devos,
Gourlia, y Paradowski, 1987) [20]. La peculiaridad de este diagrama de flujo consiste en
recuperación parcial consecuente de fracciones ligeras (gases, nafta ligera, nafta pesada,
kerosene) en varias columnas de separación preliminar y obtención de los productos ligeros
finales en varias columnas adicionales. Los calentadores de todas estas columnas usan
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productos calientes recirculados y por “pumparounds”, que asegura una buena recuperación de
calor en una gran cantidad de intercambiadores de calor. Los productos más pesados se obtienen
en columna atmosférica y dos columnas de vacío con calefacción mediante horno y con vapor
vivo. Ideas de pre fraccionamiento (es decir, división con componentes distribuidos) y
tecnologías “pinch” se usan en este diagrama de flujo. La misma idea se usa de manera
simplificada en el diagrama de flujo clásico de dos columnas (Figura 2-3b). De una manera más
avanzada, esta idea fue utilizada en la unidad creada recientemente en Alemania, que contiene
dos pre fraccionadores a presión de tres y dos atmósferas produciendo una nafta clara con un
rango de ebullición de 80 – 90 oC y una nafta mediana con un rango de ebullición de 90 - 120 oC. Este diagrama de flujo de destilación se lo llamó "destilación progresiva"
2.5. USO DE ASPEN HYSYS EN LA INDUSTRIA DEL PETRÓLEO
El petróleo crudo es una mezcla de hidrocarburos de peso molecular bajo a alto. En la refinación
del petróleo, generalmente se usan rangos de punto de ebullición en lugar de fracciones molares.
Las refinerías de petróleo crudo son altamente no lineales, complejas e integradas, utilizadas
para la refinación y separación de petróleo crudo en productos finales como gasolina, kerosene,
“diesel”, y otros productos.
Para la simulación de estado estable de procesos petroquímicos, Aspen Technologies
proporciona la herramienta Aspen Hysys, la cual es una herramienta integral de modelado de
procesos utilizada por los principales productores de petróleo y gas del mundo, refinerías y
compañías de ingeniería para la simulación de procesos y la optimización de procesos en diseño
y operaciones. El modelado de un proceso permite a los fabricantes comprender el
comportamiento del proceso y determinar las condiciones de funcionamiento óptimas del
proceso para un alto rendimiento a bajo costo [21].
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CAPÍTULO III
DISEÑO DE LA UNIDAD DE DESTILACIÓN PRIMARIA
3.1. UNIDAD DE DESTILACIÓN DE CRUDO
En la refinación de petróleo, la Unidad de Destilación de Crudo (CDU) (generalmente
denominada Unidad de Destilación Atmosférica) suele ser el primer equipo de procesamiento
a través del cual se alimenta el petróleo crudo. Una vez en la CDU, el petróleo crudo se destila
en diversos productos, como nafta, kerosene y “diésel”, que luego sirven como materia prima
para todas las demás unidades de procesamiento en la refinería. [22]
En la Figura 3-1 se muestra un diagrama esquemático de una unidad de fraccionamiento
de crudo atmosférica.
Figura 3-1 Unidad Atmosférica de Crudo
El petróleo crudo contiene sales que pueden ser perjudiciales para los equipos aguas abajo
y deben eliminarse. Para eliminar las sales, el agua se mezcla con el petróleo crudo y
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típicamente se calienta a temperaturas entre aproximadamente 215 oF a aproximadamente 280 oF y se deja separar en el desalinizador. El crudo desalado ingresa a otra red de intercambio de
calor. Ambos trenes de intercambiadores de calor hacen uso de los vapores del condensador de
columna principal, las corrientes de circuito de bombeo (PA1, PA2 y PA3) y los productos que
deben enfriarse. Luego, el crudo precalentado ingresa al horno, donde se calienta a 340-372 oC
(644-700 oF).
El crudo parcialmente vaporizado se alimenta a la región de alimentación (denominada
zona de evaporación instantánea) de la columna atmosférica, donde el vapor y el líquido se
separan. El vapor incluye todos los componentes que forman parte de los productos, mientras
que el líquido es el residuo con una pequeña cantidad de componentes en el rango de gasóleo.
Estos componentes se eliminan del residuo mediante arrastre de vapor en la parte inferior de la
columna. Los productos se retiran por la parte lateral de la columna y se usan separadores
laterales para ayudar a controlar la composición de los componentes ligeros. Además, para
eliminar el calor de manera más efectiva, el líquido se extrae en varios puntos de la columna y
se enfría para reinyectarse en una posición diferente en la columna. En los intercambiadores de
calor las corrientes PA1, PA2 y PA3 (PumpAround) se utilizan agua de refrigeración y, a veces,
refrigeradores de aire, pero siempre es más ventajoso que estas corrientes liberen su calor al
crudo en las redes de intercambio de calor (HEN), generalmente denominado trenes de
precalentamiento.
Figura 3-2 Unidad Atmosférica de Crudo con tren de precalentamiento
Son posibles varios diseños y configuraciones diferentes para el tren de intercambiador
de calor en la unidad de destilación de crudo convencional. La Figura 3-2 muestra una instancia
particular de un tren de precalentamiento, no necesariamente la mejor o la más recomendada
(para analizar la eficiencia se deben utilizar técnicas de optimización). Además, en algunas
unidades de destilación de petróleo, no se produce el gasóleo y, en cambio, se convierte en parte
del residuo. Tales unidades contienen un separador lateral menos y una bomba menos que las
que se muestra en las Figura 3-1 y la Figura 3-2. Además, en unidades en las que no se produce
gasoil, el diesel puede separarse aún más en diesel pesado y ligero.
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En el tren de precalentamiento, el crudo está bajo presión para suprimir la vaporización.
En el caso de un crudo liviano, la presión requerida para suprimir la vaporización es demasiado
alta. La solución es separar algunos componentes ligeros antes de calentar más el crudo en el
tren de precalentamiento (Figura 3-3). Los componentes ligeros separados en el tanque pre-
flash se envían directamente a la columna.
A medida que el aceite ingresa a la CDU, lo primero que sucede es que el crudo se calienta
a una temperatura entre 215 y 280 ° F (100-137 ° C). Esto permite que las sales, que pueden
ser dañinas para algunos equipos, se eliminen en la desalinizadora. El crudo ahora desalado
continúa a través del sistema hacia el calentador donde se calienta más a una temperatura de
más de 650 ° F (350 ° C). Luego, se alimenta a la columna atmosférica donde los vapores y
líquidos se separan. Los residuos se eliminan en la parte inferior de la columna. Los productos
(nafta, kerosene, diesel y gas oil) se toman del lateral de la columna y se mueven a través de la
refinería para su posterior procesamiento. [23]
Figure 3-3 Diseño del Pre-flash
3.2. CARACTERIZACIÓN DEL CRUDO
El petróleo es una mezcla de cientos de hidrocarburos de todo tipo (alifático, aromático,
cicloalifático, etc.) con agua, sales, azufre y compuestos que contienen nitrógeno y algunos
complejos metálicos. Así, en lugar de la composición directa, se usan medidas alternativas para
caracterizarla: densidad, curvas de destilación, etc. Ahora discutimos algunos de los que son
relevantes para el uso de los procedimientos modernos de simulación y diseño (densidad, factor
K y TBP). y curvas de destilación ASTM). A pesar de su importancia, omitimos discutir, sal,
azufre, nitrógeno y contenido de metal, principalmente porque la mayoría de estos factores son
más relevantes para procesos aguas abajo de la unidad de fraccionamiento de crudo. Una
relación completa de todos estos métodos se puede encontrar en Wauquier (1995) [24].
3.2.1. Densidad
La principal clasificación del crudo es referirse a su densidad. Los crudos ligeros tienen una
gravedad específica (d) menor que 0.825, crudos medianos entre 0.825 y 0.875, crudos
pesados entre 0.875 y 1.000 y crudos extra pesados mayores de 1.000.
Si bien la gravedad específica puede ser suficiente, la industria del petróleo utiliza otra
escala (API):
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𝐴𝑃𝐼 =141.5
𝑑− 131.5 (3.1)
Por lo tanto, los aceites ligeros tienen una alta densidad API y los pesados una baja. Los
valores bajos típicos son cercanos a 15 (algunos aceites venezolanos) a aproximadamente 40
(algunos aceites de Medio Oriente).
Los crudos también se caracterizan como parafínicos, asfálticos, nafténicos y aromáticos
(más combinaciones de ellos). Esta clasificación primaria pretende reflejar la abundancia
relativa de diferentes tipos de compuestos, como su nombre indica. Estos también se pueden
caracterizar más detalladamente por la densidad de su corte de gasolina pesada (punto de
ebullición entre 100 y 200 oC), d1 y del residuo (punto de ebullición mayor que 350) d2. Por
ejemplo, un crudo parafínico tiene d1 <0.76 y d2 <0.93, un crudo aromático tiene d1 > 0.80 y
d2 entre 0.93 y 0.975, un crudo asfáltico tiene d1> 0.78 y d2 > 0.975, y así sucesivamente. Esto
está obviamente relacionado con la abundancia relativa de hidrógeno y carbono. Sin embargo,
existe la necesidad de un número único, en lugar de un rango, para caracterizar el tipo de crudo,
y esto se refleja de alguna manera en el factor K de Watson.
3.2.2. Factor de Watson Kw
Este factor, que fue introducido por investigadores de Universal Oil Products Company (UOP)
y por esta razón también conocido como KUOP, se basa en la observación de que la relación H /
C está relacionada con los puntos de ebullición de las mezclas, como lo es con los componentes
individuales.
Por lo tanto, para componentes puros, tenemos UOP
𝐾𝑊 =(1.8 𝑇)
13⁄
𝑑 (3.2)
donde T es el punto de ebullición (Kelvin) y d la gravedad específica a 15.6 oC(60.0 oF).
Este valor es típicamente 13 para parafinas, 12 para hidrocarburos cuyos pesos de cadena y
anillo son equivalentes, 11 para naftenos puros y 10 para aromáticos puros.
Debido a que las mezclas no tienen un punto de ebullición único, para usar este factor en
mezclas se necesita recurrir al uso de una temperatura promedio. Por lo tanto, se necesita
registrar las temperaturas para las cuales se ha destilado el 10, 20, 50, 80 y 90% del volumen
de la muestra. Por lo tanto, si se utiliza la destilación TBP (punto de ebullición verdadero),
utilizamos:
𝑇 =𝑇20+𝑇50+𝑇80
3 (3.3)
Para destilación ASTM se usa lo siguiente:
𝑇 =𝑇10+2𝑇50+𝑇90
4 (3.4)
3.2.3. Método de punto de ebullición verdadero (TBP) para la caracterización del crudo
La curva del punto de ebullición verdadero es básicamente un gráfico del punto de ebullición
de cada componente de la mezcla como una función de la fracción volumétrica acumulativa
destilada. Implica que se utiliza una columna de destilación “batch” con un gran número de
bandejas y una gran relación de reflujo, lo que asegurará que cada componente sea separado a
la vez.
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En la práctica, se usan los métodos de prueba ASTM D2892 (ASTM es un acrónimo de
American Society for testing and Materials). Consiste en utilizar una columna de destilación de
15 que funciona a una relación de reflujo de 5: 1. Se mide el volumen de destilado y se registra
la temperatura en el hervidor, y ASTMD86 (Método Estándar de análisis para productos de
destilación de petróleo y combustibles liquidos a presión atmosférica). Un ejemplo de tal curva
se muestra en la Figura 3-4. En los simuladores, se ingresan algunos puntos y se realiza una
interpolación “spline” para obtener toda la curva.
Figura 3-4 Curva TBP Para Crudo Kuwait Crude Sp. Gr. 08685 (tomado de “Elements of
Petroleum Processing”, Jones D., 1995)
La composición del crudo que usaremos para el presente estudio se presenta en la Tabla
3.1, en la cual se muestra la composición dada por las destilaciones TBP, ASTM D86 y ASTM
D1160 (Método de Análisis para productos de destilación de petróleo a presión reducida):
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Tabla 3-1 Análisis de crudo para Destilación
Punto de Corte
[%]
TBP
[oC]
ASTM D86
[oC]
ASTM D1160
[oC]
0.00 -177.4 -- -177.4
1.00 -162.4 -- -162.4
2.00 -127.9 -- -127.9
3.50 -63.43 -177.7 -63.43
5.00 -10.73 -30.34 -10.73
7.50 56.13 60.94 56.13
10.00 103.3 107.8 103.3
12.50 122.9 128.0 122.9
15.00 139.6 144.6 139.6
17.50 154.4 159.0 154.4
20.00 168.3 172.2 168.3
25.00 195.2 197.1 195.2
30.00 236.4 234.4 236.4
35.00 271.9 266.6 271.9
40.00 295.5 288.2 295.5
45.00 316.2 307.4 316.2
50.00 340.8 330.6 340.8
55.00 371.0 359.6 371.0
60.00 392.2 381.1 392.2
65.00 423.4 414.0 423.4
70.00 458.2 453.3 458.2
75.00 497.5 515.7 497.5
80.00 542.0 590.2 542.0
85.00 592.2 671.5 592.2
90.00 654.4 755.0 654.4
92.50 693.5 778.5 693.5
95.00 765.6 803.9 765.6
96.50 841.0 817.6 841.0
98.00 851.8 819.3 851.8
99.00 864.1 821.3 864.1
100.00 949.8 843.1 949.8
Al ingresar la información del crudo al programa de simulación HYSYS, aparece dela
siguiente manera en la ventana denominada como “Petroleum Assay”, mostrada en la Figura
3-5
Esta misma información aparece graficada en la Figura 3-6
A la vez en la Figura 3-7 aparece la información referente a las propiedades de cada corte
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Figura 3-5 Curvas del punto de ebullición del crudo usado para la simulación
Figura 3-6 Graficas de las curvas del punto de ebullición
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Figura 3-7 Propiedades de cada corte
3.3. ESPECIFICACIONES DE LOS PRODUCTOS
La curva TBP, junto con la curva de densidad, se puede utilizar para caracterizar de algún modo
los productos que resultarán del fraccionamiento. Esto es importante, especialmente si uno
quiere generar algunos valores iniciales para ayudar a converger a las simulaciones. Para hacer
esto, uno necesita definir puntos de corte. Estas son las temperaturas que representan los límites
de la fracción de la curva TBP que se producirá. Esto se ilustra en la Figura 3-8
Un rango de ebullición será entonces el rango de temperaturas para cada producto
establecido por dos cortes.
Una vez establecidos los puntos de corte, cuando las fracciones se analizan de manera
independiente, sus puntos finales serán más altos que la temperatura del punto de corte superior.
Esto se debe, por supuesto, a la ausencia de los componentes pesados. Lo mismo puede decirse
de los puntos iniciales, que serán más bajos que los de la mezcla. Esto también se ilustra en la
Figura 3-8
En el presente trabajo se obtendrán cuatro productos en la columna de destilación
atmosférica, estos son Nafta, Gas Oil Atmosférico (AGO), Kerosene y Diesel. Las
especificaciones para cada producto se muestran en las Figuras 3-9 a 3-17
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Figura 3-8 Puntos de corte y puntos finales
3.3.1. Nafta
Figura 3-9 Especificación de composición de la Nafta
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Figura 3-10 Curvas del punto de ebullición de la Nafta
3.3.2. Gas Oil Atmosférico (AGO)
Figura 3-11 Especificación de composición del Gas Oil Atmosférico (AGO)
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Figura 3-12 Curvas del punto de ebullición del Gas Oil Atmosférico (AGO)
3.3.3. Kerosene
Figura 3-13 Especificación de composición del Kerosene
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Figura 3-14 Curvas del punto de ebullición del Kerosene
3.3.4. Diesel
Figura 3-15 Especificación de composición del Diesel
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Figura 3-16 Curvas del punto de ebullición del Diesel
3.4. REQUERIMIENTOS DE DISEÑO
La Figura 3-17 muestra el diagrama de flujo general del proceso de destilación inicial y
la recuperación final del producto de una refinería. Las líneas continuas se refieren a los flujos
de materia prima y las líneas punteadas se refieren a los flujos de energía. El crudo procedente
de múltiples fuentes (almacenamiento, tuberías, etc.) entra en la refinería después de un
tratamiento inicial para eliminar las impurezas y las sedimentaciones. Este crudo ingresa en la
sección de recuperación de calor inicial para elevar su temperatura y recuperar el calor de las
unidades aguas abajo. El crudo calentado entra luego en una sección de desalación, que elimina
las sales disueltas y las impurezas asociadas.
Una vez que las sales (y el agua asociada con el proceso de eliminación de la sal) se han
tratado de manera suficiente, el crudo ingresa al tren de precalentamiento, que consiste en
intercambiadores de calor asociados con varios equipos aguas abajo a lo largo de la refinería.
El tren de precalentamiento normalmente eleva significativamente la temperatura del crudo y
reduce el consumo total de energía en la refinería. Después del tren de precalentamiento, el
crudo ingresa al horno primario de crudo. El horno de crudo vaporiza una gran parte del crudo
y alimenta esta mezcla líquido-vapor a la torre de destilación primaria. La mayoría de las
refinerías en la actualidad, recuperan los productos y los envían para su posterior procesamiento
en la sección de destilación al vacío y en las secciones de mejora de productos (craqueo
catalítico, hidrocraqueo, reformado, etc.).
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Figura 3-17 Diagrama de flujo General para tratamiento inicial de crudo.
Cada uno de los procesos que se muestran en la Figura 3-17 son bastante extensos y
pueden ser sorprendentemente complejos en una refinería integrada. En este trabajo, limitamos
el alcance presentando resúmenes breves de las unidades y cómo estimular cuantitativamente
el rendimiento de cada unidad en un contexto de modelado. El foco específico de esta sección
es cómo se realiza la sección de destilación atmosférica.
3.4.1. Desaladora
La Figura 3-17 muestra el flujo básico del proceso de destilación primaria en las refinerías
modernas. Antes de que el crudo entre en la actual columna de destilación, debe pasar por varios
pasos para garantizar un funcionamiento confiable. Los principales pasos son los siguientes:
• Desalinización
• Deshidratación
• Eliminación de sólidos.
La mayoría de crudos contienen niveles apreciables de sales (20-500 ppm) [25]. Esto es
crítico para remover estas sales y prevenir la incrustación y ensuciamiento en las unidades de
transferencia de calor. La pérdida de eficiencia en la transferencia de calor aumenta
significativamente la energía necesaria para la destilación.
La Figura 3-18 muestra un típico desalinizador de crudo. El crudo de carga del
almacenamiento se calienta a una temperatura particular de eliminación de sal (alrededor de 80-
150 °C) [25]. Grandes cantidades de agua entran en contacto con el crudo. Las sales se
disolverán preferentemente en el agua hasta su punto de saturación. Luego, el agua se une a
grandes gotas de agua en presencia de un campo eléctrico fuerte. Las gotitas comienzan a
asentarse del petróleo debido a la gravedad. Los refinadores que procesan una variedad de
crudos pueden incluir varias etapas de desalinización para asegurar que el proceso
efectivamente reduzca las sales a un nivel mínimo. Debido a la presencia de otras impurezas en
el crudo, los refinadores también pueden agregar agentes de emulsificación para prevenir la
formación de emulsiones de aluminio.
El proceso de desalinización está principalmente impulsado por restricciones
termodinámicas e hidrodinámicas. Con el fin de modelar la Unidad de Destilación Atmosférica
de Crudo (“Atmospheric or Crude Distillation Unit”) CDU, consideramos la operación de
desalado como un simple divisor de componentes que elimina cualquier agua presente en el
crudo de alimentación. Los procesos de desalinización y deshidratación son muy efectivos y no
consumen recursos significativos en comparación con la ejecución, ya que su representación de
modelo simple está justificada.
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Figura 3-18. Proceso simplificado de drenaje y desalado
3.4.2. Tren de precalentamiento y de recuperación de calor
La CDU consume 20-30% [26] de la energía total requerida para destilar un crudo dado en
productos. Por lo tanto, es crítico optimizar y recuperar la mayor cantidad posible de calor de
las corrientes calientes en toda la refinería para calentar óptimamente y vaporizar el crudo para
el fraccionamiento. El tren de precalentamiento consiste en intercambiadores de calor que
aumentan el calor del crudo de alimentación utilizando las corrientes ascendentes de la
destilación de crudo y otras unidades aguas abajo en la refinería. El crudo sale del tren de
precalentamiento a alrededor de 250 oC [26] (Figura 3-19).
Modelar y optimizar el tren de precalentamiento puede ser una tarea significativa. Aunque
los simuladores de procesos pueden manejar la complejidad de la red, necesitamos herramientas
adicionales para optimizar esta red de intercambiadores de calor (por ejemplo, Aspen Energy's
Aspen Energy Analyzer). Se ha realizado un trabajo significativo en esta área, y se pueden
obtener ahorros impresionantes utilizando la tecnología “Pinch” [27] y los métodos
matemáticos de optimización [28]. Los métodos no son el eje de este trabajo, por lo tanto, en
nuestras simulaciones, simplificaremos el pretratamiento y la modelación de un calentador
simple con carga de calor variable.
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Figura 3-19 Típico tren de calentamiento en refinerías
3.4.3. Destilación atmosférica
Después de abandonar el tren de precalentamiento, el crudo calentado ingresa al horno de
destilación de crudo atmosférico (o superior) (Figura 3-20). El objetivo principal del horno es
vaporizar la porción del crudo que recuperamos como productos de la columna.
Por lo general, establecemos el calor (y la temperatura de salida) del horno para que la
cantidad de crudo vaporizado sea igual a la suma de los productos recuperados de la columna
más un pequeño porcentaje. Este pequeño porcentaje de exceso (típicamente en el rango de 2-
10%) [4, 17, 30] se llama sobreflujo (“Overflash”). El sobreflujo indica la cantidad de residuo
pesado que se distribuirá en los productos más livianos, lo que aumenta el D86 en un 95% de
estos productos. Esta mezcla bruta de vapor-líquido entra en la columna alrededor de 380-410
∘C [24] e inmediatamente flashea en las pocas bandejas inferiores de la columna (zona de flash).
La mayoría de las configuraciones de columna también incluyen una cantidad significativa de
vapor en la parte inferior. Este vapor sirve para eliminar cualquier residuo y evitar el craqueo
térmico excesivo del crudo debido a las altas temperaturas.
La columna típicamente tiene 50-60 [24] bandejas físicas o etapas de separación.
Estas no corresponden a las etapas ideales de separación que es un concepto
completamente diferente. En general, hay aproximadamente cinco etapas para cada producto
secundario y se requieren alrededor de 10-12 etapas para los fondos de las columnas y la zona
del flash [30].
A medida que los componentes más ligeros del crudo ascienden por la columna,
dibujamos varias corrientes laterales en diferentes ubicaciones. Las ubicaciones de las
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corrientes representan el rango de temperatura de los productos líquidos que podemos recolectar
de la ubicación de la corriente.
Hay muchas ubicaciones y configuraciones posibles de corrientes laterales dado la
demanda del producto y la economía de la refinería. Las corrientes laterales suelen tener un
bajo D86, lo que indica la presencia de muchos componentes ligeros.
Los componentes livianos (es decir, los pentanos y más ligeros) viajan hacia arriba de la
columna y se separan de los productos del tope en el tanque condensador. La temperatura del
condensador depende de la presión de funcionamiento de la columna y otras variables. El rango
típico está entre 30 y 65 ∘C [24]. Una característica adicional en la mayoría de las columnas es
la presencia de refrigeradores laterales o “pumparrounds”. Estas unidades reducen el flujo de
vapor en la columna (a una temperatura más baja) y permiten la recuperación de calor. Muchos
de los intercambiadores en el tren de precalentamiento usan aceites delos “pumparrounds”
como el fluido del lado caliente.
Para propósitos de simulación, representamos al horno como un simple calentador con un
servicio variable para que coincida con la especificación del sobreflujo. Hay muchos modelos
detallados de calentadores al fuego para simulación.
Integrando todos estos subsistemas obtenemos el diagrama de flujo de todo el sistema de
destilación atmosférica de crudo, para lo cual usamos los iconos que representan los diferentes
equipos dado por Aspen HYSYS V10 [29]; este diagrama se muestra en la Figura 3-20
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CAPÍTULO IV
SIMULACIÓN DEL MODELO EN HYSYS Y RESULTADOS
4.1. MATERIALES
El software de simulación utilizado en este estudio es el Aspen HYSYS versión 10.0
desarrollado por Aspen Technology, Incorporation, Crosby Drive Bedford, Massachusetts, EE.
UU. El crudo utilizado para la simulación es Crudo Oriente con un API 32; este tipo de crudo
está en la base de datos del programa y se reportan las características al realizar el “Crude
Assay”. El diagrama de flujo del proceso se ha confeccionado teniendo en cuenta las etapas que
se usan en todas las refinerías para el tratamiento de crudo.
Figura 4-1 Interface de Aspen HYSYS V10
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4.2. MÉTODOS
Los métodos adoptados para llevar a cabo este trabajo, se describen a continuación.
4.2.1. Sistema de Unidades
Seleccionamos el SI de unidades
Figura 4-2 Sistema de Unidades
4.2.2. Componentes
Los componentes que intervienen en la simulación, son los que reporta la base de datos del
programa para el Crudo Oriente-1983 cuya ficha técnica se muestra en la Figura 4.3
Sus propiedades físicas y composición según el Análisis de crudo realizado por el programa
se muestran en la Figura 4.4. Según este análisis los clasifica en tres categorías y lo reporta en
% Volumen
Parafinas (% Vol) 20.969
Naftenos (% Vol) 54.921
Aromáticos (% Vol) 24.110
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Figura 4-3 Ficha técnica del Crudo Oriente-1983
Figura 4-4 Análisis del Crudo Oriente-1983 dado por AspenHYSYS
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4.2.3. Modelo Termodinámico
El modelo termodinámico, o Ecuación de Estado (EOS), es importante porque se va a tratar de
separaciones usando sus diferencias de volatilidad. Según la bibliografía, se recomienda para
la destilación de petróleo el modelo de Peng Robinson (PR) o el Modelo de Soave Redlick
Kwong (SRK). En este aspecto, el programa nos recomienda el modelo Peng Robinson (PR).
Figura 4-5 Modelo termodinámico para el equilibrio liquido-vapor
4.2.4. Diagrama de Flujo del Sistema de Destilación
Para simular la columna, seleccionamos el icono “Distillatión Column” dada en la paleta de
equipos del Aspen HYSYS V10.0, luego colocamos todos los equipos auxiliares y las corrientes
de proceso para tener el sistema de destilación que se muestra en la Figura 4-7
Figura 4-6 Paleta de equipos para separación en Aspen HYSYS V10
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4.2.5. Alimentación
Se asume una alimentación de 100 146 Barriles por día del crudo Oriente-1983, Las condiciones
de la alimentación se dan en la figura siguiente
Figura 4.8 Alimentación a la Unidad de Destilación Atmosférica
Todas las especificaciones del crudo usado para el presente trabajo se muestran en las
tablas de los anexos.
4.2.6. Especificaciones de equipos
4.2.6.1. Equipos Auxiliares
Luego de especificar las alimentaciones el siguiente paso es especificar las variables de diseño
para los equipos. Los equipos que conforman toda la UDP se han descrito anteriormente la
forma como se van a modelar y luego especificar.
Las especificaciones de estos equipos se muestran en las Figuras 4-9 a 4-14, luego se
procede a especificar las variables de diseño de la columna de destilación mostrándose en las
Figuras 4-15 a 4-19
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Figura 4-9 Especificación del Tren de Calentamiento 1
Figura 4-10 Especificación del Tren de Calentamiento 2
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Figura 4-11 Especificación de la Desaladora
Figura 4-12 Especificación del Tren de Calentamiento 3
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Figura 4-13 Especificación de la Columna Pre-Flash
Figura 4-14 Especificación del Horno
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4.2.6.2. Columna de destilación:
Figura 4-15 Especificación la temperatura de cada punto de corte de los productos
Figura 4-16 Especificación del número de etapas
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Figura 4-17 Especificación de la etapa de Alimentación
Figura 4-18 Especificación de las etapas de las cuales salen los productos
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Figura 4-19 Resumen de Especificaciones de la Columna
4.3. SIMULACIÓN Y RESULTADOS
El programa Aspen HYSYS automáticamente efectúa los cálculos cuando se han dado
todas las especificaciones de diseño. En caso de que exista un error la barra inferior se torna de
color rojo y da un mensaje con el error que debe corregirse. Cuando hay errores menores tal
como una sobre especificación de diseño nos muestra la barra de color amarillo o también
cuando se tienen resultados muy alejados a la realidad (fuera de los rangos de diseño).
Cuando se tiene la solución dentro de los valores correctos, el programa muestra la barra
inferior de color verde.
Teniendo esto en cuenta, podemos encontrar múltiples soluciones a un problema, dando
diferentes valores de las variables de entrada (especificaciones), pero existirá una sola solución
la cual será la óptima.
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4.3.1. Productos obtenidos
Nafta: 15 350 Barriles/día
Gas Oil Atmosférico (AGO): 7 726 Barriles/día
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Kerosene: 9 593 Barriles/día
Diesel: 25 680 Barriles/día
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Residual Atmosférico: 41 780 Barriles/día
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CAPÍTULO V
DISCUSIÓN DE RESULTADOS
En nuestro caso al tratarse de un trabajo para ilustrar la aplicación de la Simulación de Procesos
en el Diseño de una Unidad de Destilación Primaria de crudo, asumimos que tenemos una
columna de destilación con 29 etapas la cual deseamos utilizarla para tratar un crudo (Oriente-
1983) y obtener cuatro productos (Nafta, Gasóleo Atmosférico, Kerosene, y Diesel)
En este caso la simulación nos proporciona los valores óptimos para la columna existente
Si desearíamos calcular el número de platos, estaríamos diseñando una columna, para lo
cual debemos utilizar otra estrategia de cálculo, tal como especificar la alimentación y las
composiciones de las corrientes del tope y del fondo, luego haciendo un análisis de la
composición en cada etapa determinar por cuáles de ellas deben salir las corrientes laterales.
Aún en este caso deberíamos calcular la relación óptima de reflujo
Para nuestra columna de 29 etapas, el programa nos calcula las cantidades óptimas de
productos que podemos obtener, las que se muestran a continuación
Como se observa, se han tratado 100 150 Barriles/día de crudo y se han obtenido 15 350 de
Nafta, 7 726 de Gasóleo Atmosférico, 9 593 de Kerosene, y 25 680 de Diesel, lo cual hace un
total de productos intermedios de 58 349 barriles/día
El residuo producto de la destilación primaria es 41 780 barriles/día
Tabla 5.1 Balance de Materiales en la UDP
Alimentación
Barriles/día
Salidas
Barriles/día
Salidas
(%)
Crudo 100 146
Gases 17 0.1 %
Nafta 15 350 15.3 %
Gasóleo Atmosférico 7 726 7.7 %
Kerosene 9 593 9.6 %
Diesel 25 680 25.6 %
Residuos 41 780 41.7 %
TOTAL 100 146 100 146 100 %
Los 41 780 barriles/día que se obtienen como residuo de la destilación primaria, sirven
como materia prima de la unidad de destilación al vacío.
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CAPÍTULO VI
CONCLUSIONES
• Los simuladores de procesos son una herramienta esencial en los trabajos de destilación
de crudo.
• Mediante la simulación de procesos se puede determinar las cantidades de productos
que se obtendrán al tratar un determinado crudo.
• La composición de los crudos de petróleo es muy variable por lo que, teniendo una
instalación para la refinación, se deben ajustar las variables de operación según el tipo
de crudo a tratar y los productos a obtener. Siendo así, la composición de la alimentación
a diferencia de otros procesos no es constante y generalmente no se trabaja con las
características de la alimentación usadas para el Diseño de los equipos.
• En este sentido la Simulación de procesos es una herramienta poderosa que nos permite
encontrar de manera instantánea las condiciones de operación más adecuadas.
• Toda refinería debe tener su sistema de destilación primaria por ser una unidad de alta
rentabilidad ya que por ser a presión cercana a la atmosférica son mucho más bajos que
cualquier otro tipo de operación y por qué el residuo de esta unidad sirve para la
alimentación de la próxima etapa que es la Destilación al Vacío (UDV).
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CAPÍTULO VII
RECOMENDACIONES
1. Siendo la Simulación de procesos una herramienta fundamental en los procesos de
destilación de petróleo, se le debe dar la importancia del caso capacitándose y usar los
softwares más modernos.
2. Para que el programa de simulación nos de los resultados adecuados, se deben dar las
especificaciones correctas, por lo que es importante los conocimientos sobre los temas
involucrados.
3. En los procesos de separación es fundamental la elección adecuada de la Ecuación de
Estado, para describir el sistema cercano a la realidad.
4. Los resultados se deben verificar comparando los rendimientos de la curva TBP del
crudo con los rendimientos obtenidos con la simulación.
5. Para aprovechar eficientemente la energía del sistema, se debe integrar e intensificar los
sistemas de transferencia de calor, utilizando las modernas tecnologías existentes.
6. Para una operación eficiente y segura, se deben diseñar e instalar los sistemas de control
automático.
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VIII. BIBLIOGRAFÍA
1. M. A. Stadtherr, Large-Scale Process Simulation and Optimization in a High
Performance Computing Environment, Boston, MA, 2015.
2. Chang Samuel Hsu, Paul R. Robinson (Eds.), “Springer Handbook Petroleum
Technology”, Springer International Publishing AG 2017
3. FelixB.Petlyuk, Ph.D., D.Sc., “Distillation Theory and Its Application to Optimal
Design of Separation Units”, Published in the United States of America by Cambridge
University Press, New York, 2004
4. McCabe, W. L. and Thiele, E. W. “Graphical Design of Fractionating Columns,”Ind.
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ANEXOS
ANEXO 1: Data Sheet Crudo Oriente
ANEXO 2: TBP Crudo Oriente
ANEXO 3: Data Sheet Columna Atmosférica
ANEXO 4: Data Sheet Nafta
ANEXO 5: TBP Nafta
ANEXO 6: Data Sheet Kerosene
ANEXO 7: TBP Kerosene
ANEXO 8: Data Sheet Diesel
ANEXO 9: TBP Diesel
ANEXO 10: Data Sheet AGO
ANEXO 11: TBP AGO
ANEXO 12: Data Sheet Residual Atmosférico
ANEXO 13: TBP Residual Atmosférico
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ANEXO 1:
Data Sheet Crudo Oriente
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
Material Stream: Atm FeedFluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
CONDITIONS
Vapour / Phase Fraction
Temperature: (C)
Pressure: (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Liq Vol Flow @Std Cond (barrel/day)
Overall
0.7766
403.0
290.0
2365
1.404e+007
1.001e+005
-2.711e+005
1007
-6.409e+008
1.002e+005 *
Vapour Phase
0.7766
403.0
290.0
1836
7.747e+006
5.919e+004
-1.763e+005
718.0
-3.237e+008
5.869e+004
Liquid Phase
0.2234
403.0
290.0
528.2
6.294e+006
4.095e+004
-6.007e+005
2011
-3.173e+008
4.115e+004
PROPERTIES
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 App ML Con
CO2 App WT Con
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
Overall
247.4
6.933e-002
17.15
3.411e+004
-1096
4.070
731.7
2.957
---
---
---
---
---
---
---
0.5911
0.5517
0.9889
404.7
0.0000
0.0000
3.373e+004
3.564
731.7
5.591e+004
881.9
0.1052
---
11.59
---
0.0000
1.011
1.012
4.446e+005
---
881.1
664.0
0.2234
Vapour Phase
175.8
5.445e-002
9.570
3.373e+004
-1003
4.085
510.9
2.907
---
---
---
---
---
---
---
0.5911
0.5517
0.9889
---
---
0.0000
3.373e+004
4.683
510.9
4.342e+004
823.2
---
0.9474
11.70
---
---
1.017
1.022
---
1.297
830.3
388.8
0.0000
Liquid Phase
496.6
1.395
692.7
378.6
-1210
4.051
1499
3.019
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
0.4089
0.4483
1.110e-002
---
---
0.0000
---
1.947
1499
1.249e+004
966.8
0.1052
3.698e-002
11.78
---
---
1.006
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---
0.2375
962.2
272.6
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Company Name Not AvailableBedford, MA
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Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
Material Stream: Atm Feed (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
PROPERTIES
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
Mass Cv
Cv (Ent. Method)
Mass Cv (Ent. Method)
Cp/Cv (Ent. Method)
Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Ideal Gas Cp/Cv
Ideal Gas Cp
Mass Ideal Gas Cp
Bubble Point Pressure
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
(dyne/cm)
(W/m-K)
(cP)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
(kPa)
(m3/h)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
Overall
14.42
1797
0.7766
9.995
---
---
723.4
2.924
723.2
2.923
---
---
---
53.53
207.7
661.3
-46.11
1.012
699.7
2.828
3238
Vapour Phase
18.37
---
0.7766
---
4.139e-002
1.242e-002
502.6
2.860
500.1
2.845
---
---
---
74.03
244.6
388.8
---
1.017
507.9
2.889
---
Liquid Phase
0.7169
---
0.2234
9.995
8.322e-002
0.1645
1491
3.003
1491
3.003
---
---
---
1.187
4.485
272.6
---
1.006
1367
2.753
---
COMPOSITION
Overall Phase Vapour Fraction 0.7766
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
36-40*
MOLAR FLOW
(kgmole/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
10.4367
0.0000
21.4081
0.0000
0.0000
0.0000
32.0660
32.6304
0.0000
0.0000
0.0000
15.8307
0.0000
0.0000
16.9150
0.0000
0.0000
8.9525
13.4441
0.0000
MOLE FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0044
0.0000
0.0091
0.0000
0.0000
0.0000
0.0136
0.0138
0.0000
0.0000
0.0000
0.0067
0.0000
0.0000
0.0072
0.0000
0.0000
0.0038
0.0057
0.0000
MASS FLOW
(kg/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
167.4344
0.0000
643.7397
0.0000
0.0000
0.0000
1414.0140
1896.6104
0.0000
0.0000
0.0000
920.1413
0.0000
0.0000
1220.4352
0.0000
0.0000
645.9317
242.1967
0.0000
MASS FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0003
0.0000
0.0011
0.0000
0.0000
0.0000
0.0024
0.0032
0.0000
0.0000
0.0000
0.0016
0.0000
0.0000
0.0021
0.0000
0.0000
0.0011
0.0004
0.0000
LIQUID VOLUME
FLOW (m3/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.5592
0.0000
1.8099
0.0000
0.0000
0.0000
2.7908
3.3750
0.0000
0.0000
0.0000
1.5777
0.0000
0.0000
1.9576
0.0000
0.0000
1.0257
0.2427
0.0000
LIQUID VOLUME
FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0008
0.0000
0.0027
0.0000
0.0000
0.0000
0.0042
0.0051
0.0000
0.0000
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0.0000
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Bibliot
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
Material Stream: Atm Feed (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Overall Phase (continued) Vapour Fraction 0.7766
COMPONENTS
40-50*
50-60*
60-70*
70-80*
80-90*
90-100*
100-110*
110-120*
120-130*
130-140*
140-150*
150-160*
160-170*
170-180*
180-190*
190-200*
200-210*
210-220*
220-230*
230-240*
240-250*
250-260*
260-270*
270-280*
280-290*
290-300*
300-310*
310-320*
320-330*
330-340*
340-350*
350-360*
360-370*
370-380*
380-390*
390-400*
400-410*
410-420*
420-430*
430-440*
440-450*
450-460*
460-480*
480-500*
500-520*
520-540*
540-560*
560-580*
MOLAR FLOW (kgmole/h)
29.5318
105.9180
16.3406
11.0314
8.1429
41.8203
57.9687
62.7735
67.0381
70.4807
72.8538
73.9999
73.8001
72.1844
69.1379
64.7011
47.9269
34.6186
33.5197
33.4628
34.3637
36.1697
49.2423
51.9376
54.0119
55.4542
56.2601
56.4358
52.2617
32.0378
33.6769
32.5549
31.4693
30.4285
56.1842
29.4012
27.4315
25.6532
24.0484
22.6012
21.2967
20.1214
37.5096
33.8719
30.7330
28.2139
26.4072
23.7964
MOLE FRACTION
0.0125
0.0448
0.0069
0.0047
0.0034
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
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USA
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Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
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Bibliot
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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e Ing
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
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Property Package: Peng-Robinson
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USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
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190-200*
200-210*
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350-360*
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430-440*
440-450*
450-460*
460-480*
480-500*
500-520*
520-540*
540-560*
560-580*
580-600*
MIXED
82.03
---
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25.69
23.65
21.74
19.97
18.32
16.78
15.35
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0.9051
0.7749
0.6607
0.5610
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0.3991
0.3343
0.2786
0.2310
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0.1563
0.1143
7.437e-002
4.745e-002
2.961e-002
1.808e-002
1.080e-002
6.313e-003
LIGHT
82.03
---
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25.69
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21.74
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HEAVY
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Bibliot
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. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:59 2018
Material Stream: Atm Feed (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
600-650*
650-700*
700+*
MIXED
2.407e-003
5.332e-004
9.882e-006
LIGHT
2.407e-003
5.332e-004
9.882e-006
HEAVY
---
---
---
UNIT OPERATIONS
FEED TO
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower
PRODUCT FROM
Fired Heater: Furnace
LOGICAL CONNECTION
UTILITIES
( No utilities reference this stream )
PROCESS UTILITY
DYNAMICS
Pressure Specification (Inactive): 290.0 kPa
Flow Specification (Inactive) Molar: 2365 kgmole/h Mass: 1.404e+007 kg/d Std Ideal Liq Volume:1.001e+005 barrel/day
User Variables
NOTES
Description
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ANEXO 2:
TBP Crudo Oriente
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:38:14 2018
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Atm Feed
BOILING POINT CURVESCut Point (%)
0.00
1.00
2.00
3.50
5.00
7.50
10.00
12.50
15.00
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30.00
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70.00
75.00
80.00
85.00
90.00
92.50
95.00
96.50
98.00
99.00
100.00
TBP (C)
-174.6
-25.71
37.39
57.20
95.41
117.4
134.5
149.3
162.9
175.9
188.8
223.0
263.1
287.0
307.6
326.5
355.2
382.4
403.8
434.6
469.0
507.7
550.9
600.2
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700.6
775.8
842.0
852.7
864.9
950.0
ASTMD86 (C)
---
-101.5
12.82
80.86
117.9
132.1
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152.5
163.8
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391.4
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523.0
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673.9
755.4
779.2
805.3
817.3
819.0
821.1
842.4
D2887 (C)
---
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ANEXO 3:
Data Sheet Columna Atmosférica
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main
CONNECTIONS
Inlet Stream
STREAM NAME Stage FROM UNIT OPERATION
Atm FeedBttm SteamAGO SteamDiesel SteamKerosene SS_Energy
28__Main Tower29__Main Tower3__AGO SS3__Diesel SSKerosene SS_Reb
FurnaceFired Heater
Outlet Stream
STREAM NAME Stage TO UNIT OPERATION
Atmos ResidueNapthaOff GasCond DutyWaste WaterAGO ProdAGO PA_Q-CoolerDiesel ProdDiesel PA_Q-CoolerKerosene ProdKerosene PA_Q-Cooler
29__Main TowerCondenserCondenserCondenserCondenser3__AGO SSAGO PA3__Diesel SSDiesel PAKerosene SS_RebKerosene PA
MONITOR
Specifications Summary
Specified Value Current Value Wt. Error
Reflux Ratio --- 1.734 ---
Distillate Rate 2.264e+004 barrel/day * 1.535e+004 barrel/day -0.3221
Reflux Rate --- 1366 kgmole/h ---
Vap Prod Rate 0.0000 kgmole/h * 5.372e-005 kgmole/h 7.443e-007
Btms Prod Rate --- 509.2 kgmole/h ---
AGO SS Prod Flow 4529 barrel/day * 7726 barrel/day 0.7060
AGO PA_Rate(Pa) 3.019e+004 barrel/day * 3.019e+004 barrel/day 3.404e-006
AGO PA_Dt(Pa) --- 72.46 C ---
AGO PA_Duty(Pa) -3.700e+007 kJ/h * -3.700e+007 kJ/h -0.0000
Diesel SS Prod Flow 1.962e+004 barrel/day * 2.568e+004 barrel/day 0.3087
Diesel PA_Rate(Pa) 3.019e+004 barrel/day * 3.019e+004 barrel/day 1.002e-006
Diesel PA_Dt(Pa) --- 81.68 C ---
Diesel PA_Duty(Pa) -3.700e+007 kJ/h * -3.700e+007 kJ/h -0.0000
Kerosene SS Prod Flow 9359 barrel/day * 9593 barrel/day 2.494e-002
Kerosene SS BoilUp Ratio 0.7500 * 0.7500 -1.266e-006
Kerosene PA_Rate(Pa) 4.982e+004 barrel/day * 4.982e+004 barrel/day 7.924e-006
Kerosene PA_Dt(Pa) --- 69.04 C ---
Kerosene PA_Duty(Pa) -4.500e+007 kJ/h * -4.500e+007 kJ/h -0.0000
Naptha CP 162.0 C * 162.0 C 9.342e-009
Kerosene CP 220.0 C * 220.0 C 2.545e-009
Diesel CP 360.0 C * 360.0 C -4.547e-009
AGO CP 415.0 C * 415.0 C -2.289e-008
Wt. Tol. Abs. Tol. Active Estimate Used
Reflux Ratio 1.000e-002 1.000e-002 Off On Off
Distillate Rate 1.000e-002 151.0 barrel/day Off On Off
Reflux Rate 1.000e-002 1.000 kgmole/h Off On Off
Vap Prod Rate 1.000e-002 1.000 kgmole/h On On On
Btms Prod Rate 1.000e-002 1.000 kgmole/h Off On Off
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
Specifications Summary
AGO SS Prod Flow 1.000e-002 151.0 barrel/day Off On Off
AGO PA_Rate(Pa) 1.000e-002 151.0 barrel/day On On On
AGO PA_Dt(Pa) 1.000e-002 1.000 C * Off On Off
AGO PA_Duty(Pa) 1.000e-002 1.000 kJ/h On On On
Diesel SS Prod Flow 1.000e-002 151.0 barrel/day Off On Off
Diesel PA_Rate(Pa) 1.000e-002 151.0 barrel/day On On On
Diesel PA_Dt(Pa) 1.000e-002 1.000 C * Off On Off
Diesel PA_Duty(Pa) 1.000e-002 1.000 kJ/h On On On
Kerosene SS Prod Flow 1.000e-002 151.0 barrel/day Off On Off
Kerosene SS BoilUp Ratio 1.000e-002 1.000e-002 On On On
Kerosene PA_Rate(Pa) 1.000e-002 151.0 barrel/day On On On
Kerosene PA_Dt(Pa) 1.000e-002 1.000 C * Off On Off
Kerosene PA_Duty(Pa) 1.000e-002 1.000 kJ/h On On On
Naptha CP 1.000e-002 0.1000 C On On On
Kerosene CP 1.000e-002 0.1000 C On On On
Diesel CP 1.000e-002 0.1000 C On On On
AGO CP 1.000e-002 0.1000 C On On On
SPECS
Column Specification Parameters
Reflux Ratio
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stage: Condenser Flow Basis: Molar Liquid Spec: Light
Distillate Rate
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stream: Naptha Flow Basis: Std Ideal Vol
Reflux Rate
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stage: Condenser Flow Basis: Molar Liquid Spec: Light
Vap Prod Rate
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stream: Off Gas Flow Basis: Molar
Btms Prod Rate
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stream: Atmos Residue Flow Basis: Molar
AGO SS Prod Flow
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stream: AGO Prod Flow Basis: Std Ideal Vol
AGO PA_Rate(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Flow Rate Pumparound: AGO PA Flow Basis: Std Ideal Vol
AGO PA_Dt(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Temperature Drop Pumparound: AGO PA
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
Column Specification Parameters
AGO PA_Duty(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Duty Pumparound: AGO PA
Diesel SS Prod Flow
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stream: Diesel Prod Flow Basis: Std Ideal Vol
Diesel PA_Rate(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Flow Rate Pumparound: Diesel PA Flow Basis: Std Ideal Vol
Diesel PA_Dt(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Temperature Drop Pumparound: Diesel PA
Diesel PA_Duty(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Duty Pumparound: Diesel PA
Kerosene SS Prod Flow
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stream: Kerosene Prod Flow Basis: Std Ideal Vol
Kerosene SS BoilUp Ratio
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stage: Kerosene SS_Reb Basis: Molar
Kerosene PA_Rate(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Flow Rate Pumparound: Kerosene PA Flow Basis: Std Ideal Vol
Kerosene PA_Dt(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Temperature Drop Pumparound: Kerosene PA
Kerosene PA_Duty(Pa)
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Spec Type: Duty Pumparound: Kerosene PA
Naptha CP
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stage: Condenser Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid
Cut Point 95.00 * Subtract API Cracking Correction: No D86 Method: API 1974
Kerosene CP
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stage: Kerosene SS_Reb Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid
Cut Point 95.00 * Subtract API Cracking Correction: No D86 Method: API 1994
Diesel CP
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
Column Specification Parameters
Diesel CP
Stage: 3__Diesel SS Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid
Cut Point 95.00 * Subtract API Cracking Correction: No D86 Method: API 1994
AGO CP
Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: --- Upper Bnd: ---
Stage: 3__AGO SS Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid
Cut Point 95.00 * Subtract API Cracking Correction: No D86 Method: API 1994
SUBCOOLING
Degrees of Subcooling
Subcool to
Condenser
---
---
User Variables
PROFILES
General Parameters
Sub-Flow Sheet: Atmos Tower (COL1) Number of Stages: 29 *
Profile Estimates
Condenser
1__Main Tower
2__Main Tower
3__Main Tower
4__Main Tower
5__Main Tower
6__Main Tower
7__Main Tower
8__Main Tower
9__Main Tower
10__Main Tower
11__Main Tower
12__Main Tower
13__Main Tower
14__Main Tower
15__Main Tower
16__Main Tower
17__Main Tower
18__Main Tower
19__Main Tower
20__Main Tower
21__Main Tower
22__Main Tower
23__Main Tower
24__Main Tower
25__Main Tower
26__Main Tower
27__Main Tower
28__Main Tower
29__Main Tower
Temperature
(C)
40.00 *
120.0 *
163.5
171.6
176.6
180.5
184.3
188.3
193.2
200.2
209.1
217.5
225.6
233.4
241.5
251.2
265.4
284.9
314.8
331.5
340.3
345.6
358.6
368.7
374.3
378.4
382.2
386.8
398.0
340.0 *
Net Liquid
(kgmole/h)
1366
2144
2274
2270
2242
2204
2155
2090
4804
2455
2336
2223
2117
2003
1850
1611
2585
813.0
640.5
563.5
508.7
1299
565.8
508.1
450.9
393.5
321.1
156.0
585.0
509.2
Net Vapour
(kgmole/h)
5.372e-005
2487
3264
3395
3391
3363
3325
3276
3211
3937
3910
3791
3678
3572
3458
3304
3065
3099
2788
2616
2539
2484
2614
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264.6
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Company Name Not AvailableBedford, MA
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Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
Profile Estimates
1__Kerosene SS
2__Kerosene SS
3__Kerosene SS
Kerosene SS_Reb
1__Diesel SS
2__Diesel SS
3__Diesel SS
1__AGO SS
2__AGO SS
3__AGO SS
Temperature
(C)
209.2
211.8
214.4
218.6
280.4
276.8
270.0
352.6
347.3
336.7
Net Liquid
(kgmole/h)
574.6
582.2
584.3
333.9
685.9
651.8
595.5
164.0
151.6
132.6
Net Vapour
(kgmole/h)
198.8
240.7
248.4
250.4
215.2
165.4
131.3
115.4
95.18
82.79
SOLVER
Column Solving Algorithm: HYSIM Inside-Out
Solving OptionsMaximum Iterations: 10000
Equilibrium Error Tolerance: 1.000e-05
Heat/Spec Error Tolerance: 5.000e-004
Save Solutions as Initial Estimate: On
Super Critical Handling Model: Simple K
Trace Level: Low
Init from Ideal K's: Off
Initial Estimate Generator ParametersIterative IEG (Good for Chemicals): Off
Acceleration ParametersAccelerate K Value & H Model Parameters: Off
Damping ParametersAzeotrope Check: Off
Fixed Damping Factor: 1
SIDE STRIPPERS
Side Stripper Summary
Num
Stages
Liq Draw
Stage
Vap Return
Stage
Product Flow
(kgmole/h)
Reboiler Duty
AGO SS 3 * 22__Main Tower 21__Main Tower 132.6
Diesel SS 3 * 17__Main Tower 16__Main Tower 595.5
Kerosene SS 3 * 9__Main Tower 8__Main Tower 333.9 1.021e+007
SIDE RECTIFIERS
PUMP AROUNDS
Pump Around Summary
Draw Stage Return StageProduct Flow
(kgmole/h)
Condenser Duty
(kJ/h)
AGO PA 22__Main Tower 21__Main Tower 545.3 -3.700e+007
Diesel PA 17__Main Tower 16__Main Tower 725.1 -3.700e+007
Kerosene PA 9__Main Tower 8__Main Tower 1789 -4.500e+007
VAP BYPASSES
RATING
Tray Sections
Tray Section
Tray Diameter (m)
Main Tower
1.500
AGO SS
1.500
Diesel SS
1.500
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
Weir Height (m)
Weir Length (m)
Tray Space (m)
Tray Volume (m3)
Disable Heat Loss Calculations
Heat Model
Rating Calculations
Tray Hold Up (m3)
5.000e-002 *
1.200 *
0.5000
0.8836
No
None
No
8.836e-002
5.080e-002
1.200
0.5000
0.8836
No
None
No
8.977e-002 *
5.080e-002
1.200
0.5000
0.8836
No
None
No
8.977e-002 *
Tray Section
Tray Diameter (m)
Weir Height (m)
Weir Length (m)
Tray Space (m)
Tray Volume (m3)
Disable Heat Loss Calculations
Heat Model
Rating Calculations
Tray Hold Up (m3)
Kerosene SS
1.500
5.080e-002
1.200
0.5000
0.8836
No
None
No
8.977e-002 *
Vessels
Vessel
Diameter (m)
Length (m)
Volume (m3)
Orientation
Vessel has a Boot
Boot Diameter (m)
Boot Length (m)
Hold Up (m3)
Condenser
1.193
1.789
2.000 *
Horizontal
No
---
---
1.000
Kerosene SS_Reb
---
---
---
Horizontal
No
---
---
---
Other Equipment In Column Flowsheet
AGO PA_Cooler Diesel PA_Cooler Kerosene PA_Cooler
Pressure Profile
Pressure (kPa) Pressure Drop (kPa)
Condenser
1__Main Tower
2__Main Tower
3__Main Tower
4__Main Tower
5__Main Tower
6__Main Tower
7__Main Tower
8__Main Tower
9__Main Tower
10__Main Tower
11__Main Tower
12__Main Tower
13__Main Tower
14__Main Tower
15__Main Tower
16__Main Tower
17__Main Tower
18__Main Tower
140.0 kPa *
200.0 kPa
201.1 kPa
202.1 kPa
203.2 kPa
204.3 kPa
205.4 kPa
206.4 kPa
207.5 kPa
208.6 kPa
209.6 kPa
210.7 kPa
211.8 kPa
212.9 kPa
213.9 kPa
215.0 kPa
216.1 kPa
217.1 kPa
218.2 kPa
60.00 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
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Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
19__Main Tower
20__Main Tower
21__Main Tower
22__Main Tower
23__Main Tower
24__Main Tower
25__Main Tower
26__Main Tower
27__Main Tower
28__Main Tower
29__Main Tower
1__Kerosene SS
2__Kerosene SS
3__Kerosene SS
Kerosene SS_Reb
1__Diesel SS
2__Diesel SS
3__Diesel SS
1__AGO SS
2__AGO SS
3__AGO SS
219.3 kPa
220.4 kPa
221.4 kPa
222.5 kPa
223.6 kPa
224.6 kPa
225.7 kPa
226.8 kPa
227.9 kPa
228.9 kPa
230.0 kPa *
208.6 kPa
208.6 kPa
208.6 kPa
208.6 kPa
217.1 kPa
217.1 kPa
217.1 kPa
222.5 kPa
222.5 kPa
222.5 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
1.071 kPa
---
0.0000 kPa
0.0000 kPa
0.0000 kPa
-0.0000 kPa
0.0000 kPa
0.0000 kPa
0.0000 kPa
0.0000 kPa
0.0000 kPa
0.0000 kPa
Pressure Solving Options
Pressure Tolerance 1.000e-004 Pressure Drop Tolerance 1.000e-004
Damping Factor 1.000 Max Press Iterations 100
CONDITIONS
Name
Vapour
Temperature (C)
Pressure (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Bttm Steam @Main
1.0000 *
194.6489
1380.0000 *
188.7306
81600.0000 *
514.2834
-2.359e+005
166.3
-4.4526e+07
Atm Feed @Main
0.7766
403.0411
290.0000
2364.5451
14041349.6972
100146.1497
-2.711e+005
1007
-6.4095e+08
AGO Steam @Main
1.0000
150.0000
350.0000
63.8353
27600.0000
173.9488
-2.370e+005
175.0
-1.5126e+07
Diesel Steam @Main
1.0000
150.0000
350.0000
74.9371
32400.0000
204.2008
-2.370e+005
175.0
-1.7757e+07
Name
Vapour
Temperature (C)
Pressure (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Atmos Residue @Main
0.0000
391.7979
230.0000
509.2023
6454526.5345
41781.2330
-6.582e+005
2121
-3.3516e+08
Off Gas @Main
1.0000
-56.2487
140.0000
0.0001
0.0234
0.0005
-7.978e+004
173.1
-4.2855e+00
Naptha @Main
0.0001
-56.2551
140.0000
787.7526
1804472.6321
15348.7982
-2.257e+005
-7.354
-1.7783e+08
Waste Water @Main
0.0000
-56.2487
140.0000
333.1032
144021.3019
907.6933
-2.918e+005
28.74
-9.7192e+07
Name
Vapour
Temperature (C)
Pressure (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Kerosene Prod @Main
0.0000
218.5831
208.5714
333.8742
1224175.1913
9592.6495
Diesel Prod @Main
0.0000
269.9886
217.1429
595.4775
3468927.9781
25682.1215
AGO Prod @Main
0.0000
336.7277
222.5000
132.6372
1086825.6287
7726.0843
Cond Duty @Main
---
---
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---
---
---
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
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Bibliot
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
CONDITIONS
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
-2.623e+005
402.3
-8.7588e+07
-3.815e+005
828.5
-2.2716e+08
-4.700e+005
1327
-6.2341e+07
---
---
1.6015e+08
PROPERTIES
Name
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 Apparent Mole Conc.
CO2 Apparent Wt. Conc.
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
(dyne/cm)
(W/m-K)
(cP)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
Bttm Steam @Main
18.02
0.3801
6.848
496.5
-1.310e+004
9.233
37.59
2.087
0.0000
4.101e+004
2276
---
---
---
0.0000
1.000
1.000
1.000
882.6
0.0000
0.0000
496.5
55.40
37.59
4462
998.0
0.0000
---
---
---
0.0000
1.284
1.394
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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e Ing
. Quím
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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(kJ/kgmole)
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(kJ/kg)
(kJ/kg)
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Bibliot
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
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Name
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Mass Heat Capacity
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Bibliot
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
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Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
PROPERTIES
Name
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
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Liq. Mass Density (Std. Cond)
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Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
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Mass Cv (Ent. Method)
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Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Ideal Gas Cp/Cv
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
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Bibliot
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USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
SUMMARY
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
SUMMARY
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
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Propane (%)
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AGO Prod
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---
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0.0000
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USA
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Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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222.5
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(kgmole/h)
---
---
---
---
---
---
---
---
1988
---
---
---
---
---
---
---
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---
---
---
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---
---
---
---
---
---
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---
---
---
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---
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---
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(kgmole/h)
1121
---
---
---
---
---
---
---
---
2322
---
---
---
---
---
---
---
1461
---
---
---
---
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---
---
---
---
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---
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---
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Duty
(kJ/h)
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---
---
---
---
---
---
---
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---
---
---
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---
---
-3.70e+007 *
---
---
---
---
-3.70e+007 *
---
---
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1.02e+007 *
---
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Column Profiles Energy
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Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
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1__AGO SS
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Temperature
(C)
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176.6
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(kJ/kgmole)
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(kJ/h)
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
---
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---
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---
---
---
---
---
FEEDS / PRODUCTS
Flow Basis: Molar
Stream Type Duty State Flows Enthalpy Temp
(kJ/h) (kgmole/h) (kJ/kgmole) (C)
*Condenser
Cond Duty
Off Gas
Naptha
Waste Water
Energy
Draw
Draw
Draw
1.6e+008 *
---
---
---
Vapour
Liquid
Water
---
5.37e-005 *
788 *
333 *
---
-8.0e+004 *
-2.3e+005 *
-2.9e+005 *
---
-56.25*
-56.25*
-56.25*
1__Main Tower
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Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
FEEDS / PRODUCTS
2__Main Tower
3__Main Tower
4__Main Tower
5__Main Tower
6__Main Tower
7__Main Tower
8__Main Tower
Kerosene SS_Return
<Kerosene PA>
Kerosene PA_Return
Feed
Energy
Feed
---
-4.5e+007 *
---
Vapour
Liquid
199 *
---
1.79e+003 *
-2.1e+005 *
---
-2.9e+005 *
209.18*
---
131.15*
9__Main TowerKerosene SS_Draw
Kerosene PA_Draw
Draw
Draw
---
---
Liquid
Liquid
533 *
1.79e+003 *
-2.6e+005 *
-2.6e+005 *
200.19*
200.19*
10__Main Tower
11__Main Tower
12__Main Tower
13__Main Tower
14__Main Tower
15__Main Tower
16__Main Tower
Diesel SS_Return
<Diesel PA>
Diesel PA_Return
Feed
Energy
Feed
---
-3.7e+007 *
---
Vapour
Liquid
215 *
---
725 *
-2.4e+005 *
---
-4.1e+005 *
280.43*
---
203.20*
17__Main TowerDiesel SS_Draw
Diesel PA_Draw
Draw
Draw
---
---
Liquid
Liquid
736 *
725 *
-3.6e+005 *
-3.6e+005 *
284.88*
284.88*
18__Main Tower
19__Main Tower
20__Main Tower
21__Main Tower
AGO SS_Return
<AGO PA>
AGO PA_Return
Feed
Energy
Feed
---
-3.7e+007 *
---
Vapour
Liquid
115 *
---
545 *
-2.6e+005 *
---
-4.9e+005 *
352.60*
---
286.16*
22__Main TowerAGO SS_Draw
AGO PA_Draw
Draw
Draw
---
---
Liquid
Liquid
184 *
545 *
-4.2e+005 *
-4.2e+005 *
358.62*
358.62*
23__Main Tower
24__Main Tower
25__Main Tower
26__Main Tower
27__Main Tower
28__Main Tower Atm Feed Feed --- Mixed 2.36e+003 * -2.7e+005 * 403.04*
29__Main TowerBttm Steam
Atmos Residue
Feed
Draw
---
---
Vapour
Liquid
189 *
509 *
-2.4e+005 *
-6.6e+005 *
194.65*
391.80*
1__Kerosene SSKerosene SS_Draw
Kerosene SS_Return
Feed
Draw
---
---
Liquid
Vapour
533 *
199 *
-2.6e+005 *
-2.1e+005 *
200.19*
209.18*
2__Kerosene SS
3__Kerosene SS
Kerosene SS_RebKerosene SS_Energy
Kerosene Prod
Energy
Draw
1.0e+007 *
--- Liquid
---
334 *
---
-2.6e+005 *
---
218.58*
1__Diesel SSDiesel SS_Draw
Diesel SS_Return
Feed
Draw
---
---
Liquid
Vapour
736 *
215 *
-3.6e+005 *
-2.4e+005 *
284.88*
280.43*
2__Diesel SS
3__Diesel SSDiesel Steam
Diesel Prod
Feed
Draw
---
---
Vapour
Liquid
74.9 *
595 *
-2.4e+005 *
-3.8e+005 *
150.00*
269.99*
1__AGO SSAGO SS_Draw
AGO SS_Return
Feed
Draw
---
---
Liquid
Vapour
184 *
115 *
-4.2e+005 *
-2.6e+005 *
358.62*
352.60*
2__AGO SS
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
FEEDS / PRODUCTS
3__AGO SSAGO Steam
AGO Prod
Feed
Draw
---
---
Vapour
Liquid
63.8 *
133 *
-2.4e+005 *
-4.7e+005 *
150.00*
336.73*
SETUP
Column Flowsheet Topology
Total Theor. Stages: 40 * Total Tray-Sections: 4 * Condenser + Reboiler: 2 * Pump Arounds: 3 *
Side Strippers: 3 * Side Rectifiers: 0 * Vapour Bypasses: 0 *
Sub-Flowsheet
Internal Feed Stream
Atm Feed
Bttm Steam
AGO Steam
Diesel Steam
Kerosene SS_Energy
External Feed Stream
Atm Feed @Main
Bttm Steam @Main
AGO Steam @Main
Diesel Steam @Main
Transfer Basis
P-H Flash
P-H Flash
P-H Flash
P-H Flash
None Req'd
Internal Prod Stream
Atmos Residue
Naptha
Off Gas
Cond Duty
Waste Water
AGO Prod
AGO PA_Q-Cooler
Diesel Prod
Diesel PA_Q-Cooler
Kerosene Prod
Kerosene PA_Q-Cooler
External Prod Stream
Atmos Residue @Main
Naptha @Main
Off Gas @Main
Cond Duty @Main
Waste Water @Main
AGO Prod @Main
Diesel Prod @Main
Kerosene Prod @Main
Transfer Basis
P-H Flash
P-H Flash
P-H Flash
None Req'd
P-H Flash
P-H Flash
None Req'd
P-H Flash
None Req'd
P-H Flash
None Req'd
VARIABLES
Column Flowsheet Vars Available as ParametersData Source Variable Component Description
COMPONENT MAPS
Feed StreamsFeed Name
Atm Feed
Bttm Steam
AGO Steam
Diesel Steam
In to SubFlowSheet Out of SubFlowSheet
Product StreamProduct Name
Atmos Residue
Naptha
Off Gas
Cond Duty
Waste Water
AGO Prod
AGO PA_Q-Cooler
Diesel Prod
Diesel PA_Q-Cooler
In to SubFlowSheet Out of SubFlowSheet
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
COMPONENT MAPS
Product Name
Kerosene Prod
In to SubFlowSheet Out of SubFlowSheet
DYNAMICS
Vessel Dynamic Specifications
Vessel
Diameter (m)
Height.0 (m)
Volume.0 (m3)
Liquid Volume Percent (%)
Level Calculator
Fraction Calculator
Vessel Delta P (kPa)
Fixed Vessel P Spec (kPa)
Fixed P Spec Active
Condenser
1.193
1.789
2.000 *
50.00
Horizontal cylinder
Use levels and nozzles
60.00 *
140.0
Not Active
Kerosene SS_Reb
---
---
---
50.00
Horizontal cylinder
Use levels and nozzles
0.0000
208.6
Not Active
Other Equipment in Column Flowsheet
AGO PA_Cooler @COL1
Diesel PA_Cooler @COL1
Kerosene PA_Cooler @COL1
Holdup Details
*Condenser
1__Main Tower
2__Main Tower
3__Main Tower
4__Main Tower
5__Main Tower
6__Main Tower
7__Main Tower
8__Main Tower
9__Main Tower
10__Main Tower
11__Main Tower
12__Main Tower
13__Main Tower
14__Main Tower
15__Main Tower
16__Main Tower
17__Main Tower
18__Main Tower
19__Main Tower
20__Main Tower
21__Main Tower
22__Main Tower
23__Main Tower
24__Main Tower
25__Main Tower
Pressure
(kPa)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
Volume
(m3)
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
Bulk Liquid Volume
(m3)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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Te
mp
era
ture
Boiling Point Properties
0.00 2.00 4.00 6.00 8.00 10.00
Percent Composition
0.00
2.00
4.00
6.00
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10.00
Mo
lecu
lar
We
igh
t
Molecular Weight Properties
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
26__Main Tower
27__Main Tower
28__Main Tower
29__Main Tower
1__Kerosene SS
2__Kerosene SS
3__Kerosene SS
Kerosene SS_Reb
1__Diesel SS
2__Diesel SS
3__Diesel SS
1__AGO SS
2__AGO SS
3__AGO SS
Pressure
(kPa)
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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Volume
(m3)
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0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
0.0000 *
Bulk Liquid Volume
(m3)
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0.0000
COLUMN REFINERY ASSAY PLOTS
Single Tray : Single Tray :
Single Tray :
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USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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Percent Composition
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10.00
De
nsi
ty
Density Properties
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
COLUMN REFINERY ASSAY PLOTS
COLUMN REFINERY ASSAY TABLES
Boiling Point Assay
Single Tray : Assay Basis : Molar
Assay Percent
0.0 %
1.0 %
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5.0 %
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Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
COLUMN REFINERY ASSAY TABLES
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Density Assay
Single Tray : Assay Basis : Molar
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Unit Set: Moncada
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Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
COLUMN REFINERY ASSAY TABLES
Density Assay
Assay Percent
0.0 %
1.0 %
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10.0 %
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User Properties
Assay Percent
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Te
mp
era
ture
(C
)
Temperature vs. Tray Position from Top
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
COLUMN REFINERY ASSAY TABLES
User Properties
Assay Percent
35.0 %
40.0 %
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Pre
ssu
re (
kPa
)
Pressure vs. Tray Position from Top
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Ne
t M
ola
r F
low
(kg
mo
le/h
)
Vapour
Liquid
Flow vs. Tray Position from Top
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
TRAY by TRAY PROPERTIES PLOTS
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De
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ty (
kg/m
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Mol Weight(Light)
Column Properties vs. Tray Position from Top
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Mo
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Composition vs. Tray Position from Top
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
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K V
alu
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Hydrogen
Nitrogen
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Oxygen
K-Value vs. Tray Position from Top
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Mo
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Ra
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Light
Component Ratio vs. Tray Position from Top
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
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Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
TRAY by TRAY PROPERTIES TABLES
Column Temperature / Pressure Profile
Column Stage
Condenser
1__Main Tower
2__Main Tower
3__Main Tower
4__Main Tower
5__Main Tower
6__Main Tower
7__Main Tower
8__Main Tower
9__Main Tower
10__Main Tower
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23__Main Tower
24__Main Tower
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28__Main Tower
29__Main Tower
1__Kerosene SS
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Kerosene SS_Reb
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3__AGO SS
Temperature
(C)
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(kPa)
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208.6
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208.6
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222.5
222.5
222.5
Column Flow Profile
Options Selected
Molar flow is selected Net is selected as flow basis
Tray Number
Condenser
1__Main Tower
Vapour
(kgmole/h)
5.372e-005
2487
Bulk Liquid
(kgmole/h)
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Unit Set: Moncada
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Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
TRAY by TRAY PROPERTIES TABLES
Tray Number
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5__Main Tower
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29__Main Tower
1__Kerosene SS
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3__Kerosene SS
Kerosene SS_Reb
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Vapour
(kgmole/h)
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Bulk Liquid
(kgmole/h)
2274
2270
2242
2204
2155
2090
4804
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685.9
651.8
595.5
164.0
151.6
132.6
Column Properties Profile
Options Selected
Mass basis is selected
Stage
Condenser
1__Main Tower
2__Main Tower
3__Main Tower
4__Main Tower
Surf Tens
(dyne/cm)
29.9
13.8
12.5
12.1
12.0
Mol Wt
L-Liq
95.4
119
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129
132
Dens
L-Liq
(kg/m3)
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657
653
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Visc
L-Liq
(cP)
1.78
0.223
0.199
0.194
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Therm Con
L-Liq
(W/m-K)
0.125
9.88e-002
9.76e-002
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9.69e-002
Heat Cap
L-Liq
(kJ/kg-C)
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Unit Set: Moncada
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Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
TRAY by TRAY PROPERTIES TABLES
Stage
5__Main Tower
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20__Main Tower
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22__Main Tower
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24__Main Tower
25__Main Tower
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28__Main Tower
29__Main Tower
1__Kerosene SS
2__Kerosene SS
3__Kerosene SS
Kerosene SS_Reb
1__Diesel SS
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3__Diesel SS
1__AGO SS
2__AGO SS
3__AGO SS
Surf Tens
(dyne/cm)
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Dens
L-Liq
(kg/m3)
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L-Liq
(cP)
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3.00
2.98
2.94
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Options Selected
Fraction is selected as the composition basis Net is selected as flow basis
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Bibliot
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e Ing
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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26__Main Tower
27__Main Tower
28__Main Tower
29__Main Tower
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On
On
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
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Propane
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i-Butene
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USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
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Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
TRAY by TRAY PROPERTIES TABLES
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Stage
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Oxygen
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 22:52:48 2018
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower @Main (continued)
TRAY by TRAY PROPERTIES TABLES
Column K-Values Profile
Tray Number
29__Main Tower
1__Kerosene SS
2__Kerosene SS
3__Kerosene SS
Kerosene SS_Reb
1__Diesel SS
2__Diesel SS
3__Diesel SS
1__AGO SS
2__AGO SS
3__AGO SS
Hydrogen
1.000
1.000
1.000
1.000
1.000
1.000
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ANEXO 4:
Data Sheet Nafta
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
Material Stream: NapthaFluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
CONDITIONS
Vapour / Phase Fraction
Temperature: (C)
Pressure: (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Liq Vol Flow @Std Cond (barrel/day)
Overall
0.0003
-55.69
140.0
787.8
1.804e+006
1.535e+004
-2.257e+005
-6.980
-1.778e+008
1.513e+004 *
Vapour Phase
0.0003
-55.69
140.0
0.2408
105.4
2.093
-7.982e+004
173.3
-1.922e+004
856.6
Liquid Phase
0.9997
-55.69
140.0
787.5
1.804e+006
1.535e+004
-2.257e+005
-7.035
-1.777e+008
1.512e+004
PROPERTIES
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 App ML Con
CO2 App WT Con
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
Overall
95.44
8.226
785.1
95.76
-2364
-7.313e-002
142.4
1.492
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
1.364e-004
5.839e-005
3.214e-002
22.93
0.0000
0.0000
3.078
7.748
142.4
1.863e+004
739.5
2.575e-002
---
11.77
---
0.0000
1.062
1.001
6.459e+004
---
750.4
100.2
0.9997
Vapour Phase
18.23
7.823e-002
1.426
3.078
-4378
9.504
35.76
1.961
---
---
---
---
---
---
---
1.364e-004
5.839e-005
3.214e-002
---
---
0.0000
3.078
17.36
35.76
5.693
316.6
---
0.9898
19.10
---
---
1.303
1.317
---
5.817
0.7736
5.674
0.0000
Liquid Phase
95.47
8.497
811.1
92.69
-2364
-7.369e-002
142.4
1.492
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
0.9999
0.9999
0.9679
---
---
0.0000
---
7.746
142.4
1.862e+004
739.5
2.575e-002
9.114e-003
11.77
---
---
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
Material Stream: Naptha (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
PROPERTIES
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
Mass Cv
Cv (Ent. Method)
Mass Cv (Ent. Method)
Cp/Cv (Ent. Method)
Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Sulfur Wt Pct[Petrol]
Ideal Gas Cp/Cv
Ideal Gas Cp
Mass Ideal Gas Cp
Bubble Point Pressure
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
(dyne/cm)
(W/m-K)
(cP)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
(kPa)
(m3/h)
(%)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
Overall
0.1216
676.8
0.0003
29.88
---
---
134.1
1.404
142.2
1.490
---
---
---
207.7
527.5
105.9
14.28
0.00
1.090
101.0
1.058
142.5
Vapour Phase
12.78
---
0.0003
---
2.096e-002
8.297e-003
27.45
1.505
27.14
1.489
---
---
---
---
---
5.674
---
---
1.307
35.43
1.943
---
Liquid Phase
0.1177
---
0.9997
29.88
0.1246
2.198
134.1
1.404
134.1
1.404
---
---
---
206.6
521.1
100.2
---
---
1.090
101.0
1.058
---
COMPOSITION
Overall Phase Vapour Fraction 0.0003
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
MOLAR FLOW
(kgmole/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
10.4363
0.0000
21.4070
0.0000
0.0000
0.0000
32.0629
32.6254
0.0000
0.0000
0.0000
15.8278
0.0000
0.0000
16.9096
0.0000
0.0000
8.9494
0.0016
MOLE FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0132
0.0000
0.0272
0.0000
0.0000
0.0000
0.0407
0.0414
0.0000
0.0000
0.0000
0.0201
0.0000
0.0000
0.0215
0.0000
0.0000
0.0114
0.0000
MASS FLOW
(kg/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
167.4290
0.0000
643.7056
0.0000
0.0000
0.0000
1413.8794
1896.3180
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
0.0000
1220.0454
0.0000
0.0000
645.7067
0.0294
MASS FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0162
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0.0000
0.0086
0.0000
LIQUID VOLUME
FLOW (m3/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.5592
0.0000
1.8098
0.0000
0.0000
0.0000
2.7905
3.3744
0.0000
0.0000
0.0000
1.5774
0.0000
0.0000
1.9570
0.0000
0.0000
1.0254
0.0000
LIQUID VOLUME
FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0055
0.0000
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0.0000
0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
Material Stream: Naptha (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Overall Phase (continued) Vapour Fraction 0.0003
COMPONENTS
36-40*
40-50*
50-60*
60-70*
70-80*
80-90*
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110-120*
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160-170*
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220-230*
230-240*
240-250*
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260-270*
270-280*
280-290*
290-300*
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310-320*
320-330*
330-340*
340-350*
350-360*
360-370*
370-380*
380-390*
390-400*
400-410*
410-420*
420-430*
430-440*
440-450*
450-460*
460-480*
480-500*
500-520*
520-540*
540-560*
MOLAR FLOW (kgmole/h)
0.0000
29.5165
105.8463
16.3257
11.0172
8.1272
41.6911
57.6626
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68.0115
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1.8450
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0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
MOLE FRACTION
0.0000
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0.0023
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0.0000
0.0000
0.0000
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
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e Ing
. Quím
ica
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USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
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Property Package: Peng-Robinson
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i-Butene
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
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Material Stream: Naptha (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Vapour Phase (continued) Phase Fraction 3.056e-004
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
Material Stream: Naptha (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
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i-Butene
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
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Property Package: Peng-Robinson
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
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Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
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1.775e-011
6.486e-012
2.314e-012
8.055e-013
2.732e-013
---
2.901e-014
---
---
---
2.299e-016
---
---
---
---
2.525e-019
---
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LIGHT
7.298e-003
10.70
---
5.531e-003
3.109e-003
1.743e-003
9.656e-004
5.282e-004
2.852e-004
1.520e-004
7.992e-005
4.146e-005
2.122e-005
1.071e-005
5.329e-006
2.615e-006
1.265e-006
6.030e-007
2.833e-007
1.311e-007
5.979e-008
2.685e-008
1.095e-008
4.658e-009
1.941e-009
7.925e-010
3.168e-010
1.240e-010
4.744e-011
1.775e-011
6.486e-012
2.314e-012
8.055e-013
2.732e-013
---
2.901e-014
---
---
---
2.299e-016
---
---
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---
2.525e-019
---
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HEAVY
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:07 2018
Material Stream: Naptha (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
580-600*
600-650*
650-700*
700+*
MIXED
---
---
---
---
LIGHT
---
---
---
---
HEAVY
---
---
---
---
UNIT OPERATIONS
FEED TO PRODUCT FROM
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower
LOGICAL CONNECTION
UTILITIES
Petroleum Assay:
Property Table:
Petroleum Assay-Naptha
Property Table-Naptha
PROCESS UTILITY
DYNAMICS
Pressure Specification (Inactive): 140.0 kPa
Flow Specification (Inactive) Molar: 787.8 kgmole/h Mass: 1.804e+006 kg/d Std Ideal Liq Volume:1.535e+004 barrel/day
User Variables
NOTES
Description
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
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ANEXO 5:
TBP Nafta
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 23:05:54 2018
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Naptha
BOILING POINT CURVESCut Point (%)
0.00
1.00
2.00
3.50
5.00
7.50
10.00
12.50
15.00
17.50
20.00
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30.00
35.00
40.00
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55.00
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70.00
75.00
80.00
85.00
90.00
92.50
95.00
96.50
98.00
99.00
100.00
TBP (C)
-176.7
-132.2
-96.09
-64.69
-42.93
-18.83
0.3393
33.31
47.68
52.03
54.55
59.05
89.75
99.73
106.9
113.0
118.9
124.4
129.7
134.7
139.6
144.4
149.2
154.0
159.2
162.1
165.4
167.9
171.2
175.0
205.4
ASTMD86 (C)
-272.2
-151.1
-90.64
-22.64
-1.607
15.25
26.03
52.59
64.69
68.36
70.47
74.24
98.70
105.3
110.1
114.2
118.2
122.1
125.9
129.5
133.0
136.5
138.4
142.1
147.3
151.2
155.9
157.2
158.8
160.8
176.1
D2887 (C)
---
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ANEXO 6:
Data Sheet Kerosene
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. Quím
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:33 2018
Material Stream: Kerosene ProdFluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
CONDITIONS
Vapour / Phase Fraction
Temperature: (C)
Pressure: (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Liq Vol Flow @Std Cond (barrel/day)
Overall
0.0000
218.6
208.6
333.9
1.224e+006
9593
-2.623e+005
402.3
-8.759e+007
9584 *
Liquid Phase
1.0000
218.6
208.6
333.9
1.224e+006
9593
-2.623e+005
402.3
-8.759e+007
9584
PROPERTIES
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 App ML Con
CO2 App WT Con
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
Overall
152.8
4.138
632.2
80.68
-1717
2.633
412.7
2.701
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
0.0000
0.0000
0.0000
106.1
0.0000
0.0000
---
5.254
412.7
7894
802.7
2.241e-002
1.233e-002
11.75
---
0.0000
1.021
1.021
4.146e+004
0.2969
803.4
63.49
1.000
Liquid Phase
152.8
4.138
632.2
80.68
-1717
2.633
412.7
2.701
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
1.000
1.000
1.000
---
---
0.0000
---
5.254
412.7
7894
802.7
2.241e-002
1.233e-002
11.75
---
---
1.021
1.021
---
0.2969
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:33 2018
Material Stream: Kerosene Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
PROPERTIES
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
Mass Cv
Cv (Ent. Method)
Mass Cv (Ent. Method)
Cp/Cv (Ent. Method)
Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Sulfur Wt Pct[Petrol]
Ideal Gas Cp/Cv
Ideal Gas Cp
Mass Ideal Gas Cp
Bubble Point Pressure
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
(dyne/cm)
(W/m-K)
(cP)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
(kPa)
(m3/h)
(%)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
Overall
0.2417
271.4
0.0000
10.27
9.399e-002
0.1877
404.4
2.647
404.4
2.647
---
---
---
0.4304
0.4305
63.49
-23.63
0.07
1.025
346.5
2.268
208.6
Liquid Phase
0.2417
---
1.0000
10.27
9.399e-002
0.1877
404.4
2.647
404.4
2.647
---
---
---
0.4304
0.4305
63.49
---
---
1.025
346.5
2.268
---
COMPOSITION
Overall Phase Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
MOLAR FLOW
(kgmole/h)
0.0000
0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0001
0.0000
0.0000
0.0001
0.0000
MOLE FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
MASS FLOW
(kg/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0001
0.0006
0.0000
0.0000
0.0000
0.0006
0.0000
0.0000
0.0069
0.0000
0.0000
0.0057
0.0000
MASS FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
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LIQUID VOLUME
FLOW (m3/h)
0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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Bibliot
eca d
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. Quím
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:33 2018
Material Stream: Kerosene Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Overall Phase (continued) Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
36-40*
40-50*
50-60*
60-70*
70-80*
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K VALUE
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CO
Oxygen
Methane
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:33 2018
Material Stream: Kerosene Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
36-40*
40-50*
50-60*
60-70*
70-80*
80-90*
90-100*
100-110*
110-120*
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200-210*
210-220*
220-230*
230-240*
240-250*
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260-270*
270-280*
280-290*
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MIXED
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:33 2018
Material Stream: Kerosene Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
370-380*
380-390*
390-400*
400-410*
410-420*
420-430*
430-440*
440-450*
450-460*
460-480*
480-500*
500-520*
520-540*
540-560*
560-580*
580-600*
600-650*
650-700*
700+*
MIXED
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
HEAVY
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UNIT OPERATIONS
FEED TO PRODUCT FROM
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower
LOGICAL CONNECTION
UTILITIES
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Kerosene Prod
PROCESS UTILITY
DYNAMICS
Pressure Specification (Inactive): 208.6 kPa
Flow Specification (Inactive) Molar: 333.9 kgmole/h Mass: 1.224e+006 kg/d Std Ideal Liq Volume:9593 barrel/day
User Variables
NOTES
Description
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ANEXO 7:
TBP Kerosene
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:27:35 2018
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Kerosene Prod
BOILING POINT CURVESCut Point (%)
0.00
1.00
2.00
3.50
5.00
7.50
10.00
12.50
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17.50
20.00
25.00
30.00
35.00
40.00
45.00
50.00
55.00
60.00
65.00
70.00
75.00
80.00
85.00
90.00
92.50
95.00
96.50
98.00
99.00
100.00
TBP (C)
60.71
142.9
150.9
156.6
160.3
164.2
167.0
169.3
171.2
172.9
174.6
177.5
180.2
182.9
185.6
188.2
190.9
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196.2
199.0
202.2
205.8
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215.0
221.0
224.4
228.4
231.5
235.8
240.6
284.3
ASTMD86 (C)
123.0
166.6
170.8
175.0
175.8
176.6
177.1
177.7
178.4
179.0
179.6
180.9
182.1
183.4
184.8
186.2
187.7
189.2
190.9
192.7
194.8
196.8
199.2
202.8
208.3
212.5
217.8
219.3
221.2
223.3
243.1
D2887 (C)
---
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Bibliot
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ANEXO 8:
Data Sheet Diesel
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e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:43 2018
Material Stream: Diesel ProdFluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
CONDITIONS
Vapour / Phase Fraction
Temperature: (C)
Pressure: (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Liq Vol Flow @Std Cond (barrel/day)
Overall
0.0000
270.0
217.1
595.5
3.469e+006
2.568e+004
-3.815e+005
828.5
-2.272e+008
2.568e+004 *
Liquid Phase
1.0000
270.0
217.1
595.5
3.469e+006
2.568e+004
-3.815e+005
828.5
-2.272e+008
2.568e+004
PROPERTIES
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 App ML Con
CO2 App WT Con
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
Overall
242.7
2.708
657.4
219.9
-1572
3.413
671.2
2.765
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
0.0000
0.0000
0.0000
161.0
0.0000
0.0000
---
3.500
671.2
1.408e+004
849.6
6.108e-002
1.775e-002
11.88
---
0.0000
1.013
1.160
1.039e+005
0.3683
849.8
170.1
1.000
Liquid Phase
242.7
2.708
657.4
219.9
-1572
3.413
671.2
2.765
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
1.000
1.000
1.000
---
---
0.0000
---
3.500
671.2
1.408e+004
849.6
6.108e-002
1.775e-002
11.88
---
---
1.013
1.160
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:43 2018
Material Stream: Diesel Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
PROPERTIES
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
Mass Cv
Cv (Ent. Method)
Mass Cv (Ent. Method)
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Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Sulfur Wt Pct[Petrol]
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Ideal Gas Cp
Mass Ideal Gas Cp
Bubble Point Pressure
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
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(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
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(kPa)
(kPa)
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(%)
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-16.07
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2.425
217.1
Liquid Phase
0.3692
---
1.0000
11.50
9.450e-002
0.2421
662.9
2.731
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2.383
586.3
2.416
1.145
3.264e-002
6.500
170.1
---
---
1.014
588.7
2.425
---
COMPOSITION
Overall Phase Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
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i-Pentane
1-Pentene
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H2O
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Bibliot
eca d
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:43 2018
Material Stream: Diesel Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Overall Phase (continued) Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
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40-50*
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Unit Set: Moncada
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Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Overall Phase (continued) Vapour Fraction 0.0000
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LIQUID VOLUMEFRACTION
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0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:43 2018
Material Stream: Diesel Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
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---
---
---
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---
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:43 2018
Material Stream: Diesel Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
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COMPONENTS
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Propane
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i-Butene
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---
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---
---
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---
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HEAVY
---
---
---
---
---
---
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:43 2018
Material Stream: Diesel Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
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380-390*
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MIXED
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---
---
HEAVY
---
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---
---
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---
---
---
---
UNIT OPERATIONS
FEED TO PRODUCT FROM
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower
LOGICAL CONNECTION
UTILITIES
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Diesel Prod
PROCESS UTILITY
DYNAMICS
Pressure Specification (Inactive): 217.1 kPa
Flow Specification (Inactive) Molar: 595.5 kgmole/h Mass: 3.469e+006 kg/d Std Ideal Liq Volume:2.568e+004 barrel/day
User Variables
NOTES
Description
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación
Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
ANEXO 9:
TBP Diesel
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Bibliot
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e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:27:51 2018
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Diesel Prod
BOILING POINT CURVESCut Point (%)
0.00
1.00
2.00
3.50
5.00
7.50
10.00
12.50
15.00
17.50
20.00
25.00
30.00
35.00
40.00
45.00
50.00
55.00
60.00
65.00
70.00
75.00
80.00
85.00
90.00
92.50
95.00
96.50
98.00
99.00
100.00
TBP (C)
59.70
192.7
210.6
225.0
231.8
239.2
245.3
250.7
255.9
260.5
264.2
270.9
277.4
283.6
289.6
295.4
301.1
306.7
312.2
317.7
323.1
329.5
339.2
349.2
360.5
367.3
376.1
381.4
386.6
391.4
440.6
ASTMD86 (C)
105.9
222.3
237.8
253.7
256.4
258.7
260.4
262.7
265.2
267.7
269.8
273.7
277.8
281.6
285.3
289.1
292.9
296.8
300.7
304.7
308.9
314.1
322.6
331.8
342.5
349.1
357.4
359.5
361.5
363.4
382.6
D2887 (C)
---
---
---
---
---
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
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ANEXO 10:
Data Sheet AGO
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Bibliot
eca d
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. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:52 2018
Material Stream: AGO ProdFluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
CONDITIONS
Vapour / Phase Fraction
Temperature: (C)
Pressure: (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Liq Vol Flow @Std Cond (barrel/day)
Overall
0.0000
336.7
222.5
132.6
1.087e+006
7726
-4.700e+005
1327
-6.234e+007
7733 *
Liquid Phase
1.0000
336.7
222.5
132.6
1.087e+006
7726
-4.700e+005
1327
-6.234e+007
7733
PROPERTIES
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 App ML Con
CO2 App WT Con
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
Overall
341.4
1.908
651.3
69.53
-1377
3.888
1004
2.940
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
0.0000
0.0000
0.0000
250.7
0.0000
0.0000
---
2.592
1004
3136
884.8
1.931e-002
2.300e-002
11.97
---
0.0000
1.008
1.177
1.617e+005
0.3253
883.9
51.23
1.000
Liquid Phase
341.4
1.908
651.3
69.53
-1377
3.888
1004
2.940
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
1.000
1.000
1.000
---
---
0.0000
---
2.592
1004
3136
884.8
1.931e-002
2.300e-002
11.97
---
---
1.008
1.177
---
0.3253
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* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:52 2018
Material Stream: AGO Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
PROPERTIES
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
Mass Cv
Cv (Ent. Method)
Mass Cv (Ent. Method)
Cp/Cv (Ent. Method)
Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Sulfur Wt Pct[Petrol]
Ideal Gas Cp/Cv
Ideal Gas Cp
Mass Ideal Gas Cp
Bubble Point Pressure
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
(dyne/cm)
(W/m-K)
(cP)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
(kPa)
(m3/h)
(%)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
Overall
0.5242
473.6
0.0000
10.87
9.000e-002
0.2118
995.5
2.916
853.1
2.499
877.0
2.569
1.145
6.387e-004
6.468
51.23
-20.08
0.94
1.009
899.4
2.634
222.5
Liquid Phase
0.5242
---
1.0000
10.87
9.000e-002
0.2118
995.5
2.916
853.1
2.499
877.0
2.569
1.145
6.387e-004
6.468
51.23
---
---
1.009
899.4
2.634
---
COMPOSITION
Overall Phase Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
MOLAR FLOW
(kgmole/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
1.0452
MOLE FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0079
MASS FLOW
(kg/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0001
0.0000
0.0000
0.0000
0.0001
0.0000
0.0000
0.0003
0.0000
0.0000
0.0002
18.8290
MASS FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0004
LIQUID VOLUME
FLOW (m3/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0189
LIQUID VOLUME
FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:52 2018
Material Stream: AGO Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
Overall Phase (continued) Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
36-40*
40-50*
50-60*
60-70*
70-80*
80-90*
90-100*
100-110*
110-120*
120-130*
130-140*
140-150*
150-160*
160-170*
170-180*
180-190*
190-200*
200-210*
210-220*
220-230*
230-240*
240-250*
250-260*
260-270*
270-280*
280-290*
290-300*
300-310*
310-320*
320-330*
330-340*
340-350*
350-360*
360-370*
370-380*
380-390*
390-400*
400-410*
410-420*
420-430*
430-440*
440-450*
450-460*
460-480*
480-500*
500-520*
520-540*
540-560*
MOLAR FLOW (kgmole/h)
0.0000
0.0000
0.0001
0.0000
0.0000
0.0000
0.0002
0.0003
0.0005
0.0008
0.0013
0.0021
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0.0081
0.0122
0.0180
0.0211
0.0240
0.0367
0.0579
0.0929
0.1512
0.3147
0.5004
0.7730
1.1615
1.7030
2.4469
3.2354
2.8435
4.3312
6.1359
8.6592
11.7092
27.4733
16.0669
14.7777
12.1152
8.6311
5.0002
2.2271
0.7803
0.2457
0.0160
0.0009
0.0000
0.0000
MOLE FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0001
0.0001
0.0001
0.0002
0.0002
0.0003
0.0004
0.0007
0.0011
0.0024
0.0038
0.0058
0.0088
0.0128
0.0184
0.0244
0.0214
0.0327
0.0463
0.0653
0.0883
0.2071
0.1211
0.1114
0.0913
0.0651
0.0377
0.0168
0.0059
0.0019
0.0001
0.0000
0.0000
0.0000
MASS FLOW (kg/h)
0.0000
0.0010
0.0059
0.0014
0.0015
0.0018
0.0143
0.0315
0.0545
0.0932
0.1578
0.2640
0.4364
0.7121
1.1446
1.8081
2.7978
3.4307
4.0999
6.5507
10.7993
18.1078
30.8192
67.0240
111.3375
179.5959
281.7449
431.0144
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:52 2018
Material Stream: AGO Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:52 2018
Material Stream: AGO Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
36-40*
40-50*
50-60*
60-70*
70-80*
80-90*
90-100*
100-110*
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200-210*
210-220*
220-230*
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240-250*
250-260*
260-270*
270-280*
280-290*
290-300*
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330-340*
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350-360*
360-370*
MIXED
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LIGHT
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:52 2018
Material Stream: AGO Prod (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
370-380*
380-390*
390-400*
400-410*
410-420*
420-430*
430-440*
440-450*
450-460*
460-480*
480-500*
500-520*
520-540*
540-560*
560-580*
580-600*
600-650*
650-700*
700+*
MIXED
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
HEAVY
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UNIT OPERATIONS
FEED TO PRODUCT FROM
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower
LOGICAL CONNECTION
UTILITIES
Petroleum Assay: Petroleum Assay-AGO Prod
PROCESS UTILITY
DYNAMICS
Pressure Specification (Inactive): 222.5 kPa
Flow Specification (Inactive) Molar: 132.6 kgmole/h Mass: 1.087e+006 kg/d Std Ideal Liq Volume:7726 barrel/day
User Variables
NOTES
Description
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ANEXO 11:
TBP AGO
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:28:07 2018
Petroleum Assay: Petroleum Assay-AGO Prod
BOILING POINT CURVESCut Point (%)
0.00
1.00
2.00
3.50
5.00
7.50
10.00
12.50
15.00
17.50
20.00
25.00
30.00
35.00
40.00
45.00
50.00
55.00
60.00
65.00
70.00
75.00
80.00
85.00
90.00
92.50
95.00
96.50
98.00
99.00
100.00
TBP (C)
141.5
289.6
304.5
316.0
324.3
337.4
347.3
354.2
359.7
364.2
368.1
374.7
380.0
383.1
385.4
387.4
389.6
393.2
397.3
401.4
405.6
409.9
414.5
419.8
426.0
429.8
434.6
438.5
443.6
449.2
499.6
ASTMD86 (C)
160.6
309.4
329.0
339.1
344.3
350.3
354.0
357.6
360.6
363.1
365.3
369.0
371.8
373.3
374.5
375.5
376.7
378.9
381.6
384.5
387.5
390.1
393.1
396.9
402.5
407.0
413.0
414.7
416.9
419.2
440.7
D2887 (C)
---
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ANEXO 12:
Data Sheet Residual Atmosférico
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eca d
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. Quím
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:59 2018
Material Stream: Atmos ResidueFluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
CONDITIONS
Vapour / Phase Fraction
Temperature: (C)
Pressure: (kPa)
Molar Flow (kgmole/h)
Mass Flow (kg/d)
Std Ideal Liq Vol Flow (barrel/day)
Molar Enthalpy (kJ/kgmole)
Molar Entropy (kJ/kgmole-C)
Heat Flow (kJ/h)
Liq Vol Flow @Std Cond (barrel/day)
Overall
0.0000
391.8
230.0
509.2
6.455e+006
4.178e+004
-6.582e+005
2121
-3.352e+008
4.187e+004 *
Liquid Phase
1.0000
391.8
230.0
509.2
6.455e+006
4.178e+004
-6.582e+005
2121
-3.352e+008
4.187e+004
PROPERTIES
Molecular Weight
Molar Density
Mass Density
Act. Volume Flow
Mass Enthalpy
Mass Entropy
Heat Capacity
Mass Heat Capacity
LHV Molar Basis (Std)
HHV Molar Basis (Std)
HHV Mass Basis (Std)
CO2 Loading
CO2 App ML Con
CO2 App WT Con
LHV Mass Basis (Std)
Phase Fraction [Vol. Basis]
Phase Fraction [Mass Basis]
Phase Fraction [Act. Vol. Basis]
Mass Exergy
Partial Pressure of CO2
Cost Based on Flow
Act. Gas Flow
Avg. Liq. Density
Specific Heat
Std. Gas Flow
Std. Ideal Liq. Mass Density
Act. Liq. Flow
Z Factor
Watson K
User Property
Partial Pressure of H2S
Cp/(Cp - R)
Cp/Cv
Heat of Vap.
Kinematic Viscosity
Liq. Mass Density (Std. Cond)
Liq. Vol. Flow (Std. Cond)
Liquid Fraction
(kgmole/m3)
(kg/m3)
(m3/h)
(kJ/kg)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole)
(kJ/kgmole)
(kJ/kg)
(kgmole/m3)
(kgmol/kg)
(kJ/kg)
(kJ/kg)
(kPa)
(Cost/s)
(ACT_m3/h)
(kgmole/m3)
(kJ/kgmole-C)
(STD_m3/h)
(kg/m3)
(m3/s)
(kPa)
(kJ/kgmole)
(cSt)
(kg/m3)
(m3/h)
Overall
528.2
1.347
711.6
377.9
-1246
4.016
1575
2.982
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
0.0000
0.0000
0.0000
328.4
0.0000
0.0000
---
1.840
1575
1.204e+004
971.7
0.1050
3.088e-002
11.83
---
0.0000
1.005
1.005
6.101e+005
0.2467
969.6
277.4
1.000
Liquid Phase
528.2
1.347
711.6
377.9
-1246
4.016
1575
2.982
---
---
---
---
0.0000
0.0000
---
1.000
1.000
1.000
---
---
0.0000
---
1.840
1575
1.204e+004
971.7
0.1050
3.088e-002
11.83
---
---
1.005
1.005
---
0.2467
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277.4
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:59 2018
Material Stream: Atmos Residue (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
PROPERTIES
Molar Volume
Mass Heat of Vap.
Phase Fraction [Molar Basis]
Surface Tension
Thermal Conductivity
Viscosity
Cv (Semi-Ideal)
Mass Cv (Semi-Ideal)
Cv
Mass Cv
Cv (Ent. Method)
Mass Cv (Ent. Method)
Cp/Cv (Ent. Method)
Reid VP at 37.8 C
True VP at 37.8 C
Liq. Vol. Flow - Sum(Std. Cond)
Viscosity Index
Sulfur Wt Pct[Petrol]
Ideal Gas Cp/Cv
Ideal Gas Cp
Mass Ideal Gas Cp
Bubble Point Pressure
(m3/kgmole)
(kJ/kg)
(dyne/cm)
(W/m-K)
(cP)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
(kPa)
(m3/h)
(%)
(kJ/kgmole-C)
(kJ/kg-C)
(kPa)
Overall
0.7422
1155
0.0000
11.62
8.726e-002
0.1756
1567
2.967
1567
2.967
---
---
---
4.040e-002
6.540
277.4
-33.90
1.90
1.006
1438
2.722
230.0
Liquid Phase
0.7422
---
1.0000
11.62
8.726e-002
0.1756
1567
2.967
1567
2.967
---
---
---
4.040e-002
6.540
277.4
---
---
1.006
1438
2.722
---
COMPOSITION
Overall Phase Vapour Fraction 0.0000
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
i-Pentane
1-Pentene
2M-1-butene
n-Pentane
H2O
MOLAR FLOW
(kgmole/h)
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0002
0.0000
0.0011
0.0000
0.0000
0.0000
0.0029
0.0047
0.0000
0.0000
0.0000
0.0026
0.0000
0.0000
0.0046
0.0000
0.0000
0.0026
3.2612
MOLE FRACTION
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
0.0000
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Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajo la misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/
Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:59 2018
Material Stream: Atmos Residue (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
COMPOSITION
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COMPONENTS
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190-200*
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700+*
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6.1700
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0.0008
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22721.1824
54174.9737
MASS FRACTION
0.0002
0.0002
0.0002
0.0002
0.0003
0.0003
0.0004
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0.2014
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LIQUID VOLUMEFRACTION
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0.0003
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K VALUE
COMPONENTS
Hydrogen
Nitrogen
CO
Oxygen
Methane
Ethylene
MIXED
---
---
---
---
0.0000
---
LIGHT
---
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Bibliot
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e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:59 2018
Material Stream: Atmos Residue (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
Ethane
CO2
H2S
Propene
Propane
i-Butane
i-Butene
1-Butene
13-Butadiene
n-Butane
cis2-Butene
tr2-Butene
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1-Pentene
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n-Pentane
H2O
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60-70*
70-80*
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MIXED
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---
---
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---
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---
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LIGHT
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---
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---
---
---
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---
---
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---
---
0.0000
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---
0.0000
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0.0000
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0.0000
0.0000
HEAVY
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Bibliot
eca d
e Ing
. Quím
ica
Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:26:59 2018
Material Stream: Atmos Residue (continued)Fluid Package: Petroleum
Property Package: Peng-Robinson
K VALUE
COMPONENTS
370-380*
380-390*
390-400*
400-410*
410-420*
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440-450*
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560-580*
580-600*
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650-700*
700+*
MIXED
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0.0000
0.0000
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0.0000
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HEAVY
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UNIT OPERATIONS
FEED TO PRODUCT FROM
Column Sub-Flowsheet: Atmos Tower
LOGICAL CONNECTION
UTILITIES
( No utilities reference this stream )
PROCESS UTILITY
DYNAMICS
Pressure Specification (Inactive): 230.0 kPa
Flow Specification (Inactive) Molar: 509.2 kgmole/h Mass: 6.455e+006 kg/d Std Ideal Liq Volume:4.178e+004 barrel/day
User Variables
NOTES
Description
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ANEXO 13:
TBP Residual Atmosférico
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Company Name Not AvailableBedford, MA
USA
Case Name: udp3.hsc
Unit Set: Moncada
Date/Time: Sun Mar 11 19:28:21 2018
Petroleum Assay: Petroleum Assay-Atmos Residue
BOILING POINT CURVESCut Point (%)
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1.00
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TBP (C)
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427.0
436.1
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868.6
879.3
953.8
ASTMD86 (C)
-67.43
287.0
322.8
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393.3
402.9
410.1
418.9
426.6
433.4
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464.3
476.9
490.5
505.2
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578.9
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694.3
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909.3
914.2
916.2
919.1
922.3
945.0
D2887 (C)
---
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