destilaciÓn primaria de crudo (udp)” de biblioteca

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______

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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JURADO

Dr. José Félix Rivero Méndez

Presidente

Msc. Walter Moreno Eustaquio

Secretario

Msc. Henry Esquerre Pereyra

Jurado



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ii

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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1

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

ero d

e et

apas

de

equ

ilib

rio, N



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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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41

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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42

Fig

ura

3-2

0 D

iagram

a de flu

jo d

e todo el sistem

a de D

estilación A

tmosférica



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43

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



Bibliot

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44

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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47

Fig

ura

4-7

Sistem

a de D

estilación d

e la Plan

ta de U

DP



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48

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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49

Figura 4-9 Especificación del Tren de Calentamiento 1




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50

Figura 4-11 Especificación de la Desaladora




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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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57

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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59

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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60

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.



Bibliot

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61

VIII. BIBLIOGRAFÍA

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3. FelixB.Petlyuk, Ph.D., D.Sc., “Distillation Theory and Its Application to Optimal

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University Press, New York, 2004

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https://www.amazon.es/s/ref=dp_byline_sr_book_1?ie=UTF8&field-author=J.+D.+Seader&search-alias=stripbooks

https://www.amazon.es/s/ref=dp_byline_sr_book_2?ie=UTF8&field-author=Ernest+J.+Henley&search-alias=stripbooks

https://www.amazon.es/s/ref=dp_byline_sr_book_1?ie=UTF8&field-author=J.+D.+Seader&search-alias=stripbooks

https://www.amazon.es/s/ref=dp_byline_sr_book_2?ie=UTF8&field-author=Ernest+J.+Henley&search-alias=stripbooks

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Applications, Oxford University Press.



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64

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

1.006

---

0.2375

962.2

272.6

1.000

Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 10 Page 1 of 9

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63

* Specified by user.Licensed to: Company Name Not Available



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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Atm Feed (continued)Fluid Package: Petroleum


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

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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

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0024

0.0000

0.0000

0.0030

0.0000

0.0000

0.0015

0.0004

0.0000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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

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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

0.0177

0.0245

0.0265

0.0284

0.0298

0.0308

0.0313

0.0312

0.0305

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0.0274

0.0203

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0.0142

0.0142

0.0145

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0.0208

0.0220

0.0228

0.0235

0.0238

0.0239

0.0221

0.0135

0.0142

0.0138

0.0133

0.0129

0.0238

0.0124

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0.0108

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0.0096

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0.0085

0.0159

0.0143

0.0130

0.0119

0.0112

0.0101

MASS FLOW (kg/h)

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935.9399

730.5135

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5814.4077

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7469.8575

8249.3248

8951.8276

9540.6277

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10269.5516

10067.0500

7808.5479

5904.0695

5982.0081

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6701.2803

7371.5207

10486.6058

11554.8497

12549.5424

13451.0609

14239.1617

14894.3276

14370.8301

9169.9253

10021.2101

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10076.4206

19198.9773

10361.2322

10064.2213

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9492.6272

9221.1729

8960.7841

8712.2028

16775.5888

15927.3743

15146.7079

14538.5956

14206.1533

13356.0264

MASS FRACTION

0.0036

0.0136

0.0022

0.0016

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0.0114

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0.0141

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0.0163

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0.0175

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0.0172

0.0133

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0.0107

0.0115

0.0126

0.0179

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0.0215

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0.0243

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0.0246

0.0157

0.0171

0.0172

0.0172

0.0172

0.0328

0.0177

0.0172

0.0167

0.0162

0.0158

0.0153

0.0149

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0.0272

0.0259

0.0248

0.0243

0.0228

LIQUID VOLUMEFLOW (m3/h)

2.7953

10.6877

1.7520

1.2455

0.9665

5.2206

7.6049

8.6456

9.6595

10.6074

11.4463

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12.6183

12.8671

12.8436

12.5218

9.6600

7.2646

7.3211

7.5974

8.1095

8.8727

12.5567

13.7662

14.8779

15.8704

16.7214

17.4101

16.7217

10.6218

11.5558

11.5451

11.5143

11.4636

21.7427

11.6800

11.2921

10.9143

10.5484

10.1958

9.8572

9.5334

18.1556

17.0400

16.0376

15.2366

14.7377

13.7171

LIQUID VOLUMEFRACTION

0.0042

0.0161

0.0026

0.0019

0.0015

0.0079

0.0115

0.0130

0.0146

0.0160

0.0173

0.0183

0.0190

0.0194

0.0194

0.0189

0.0146

0.0110

0.0110

0.0115

0.0122

0.0134

0.0189

0.0208

0.0224

0.0239

0.0252

0.0262

0.0252

0.0160

0.0174

0.0174

0.0174

0.0173

0.0328

0.0176

0.0170

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0.0154

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0.0230

0.0222

0.0207


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

580-600*

600-650*

650-700*

700+*


21.3560

43.8929

32.1052

54.6822

MOLE FRACTION

0.0090

0.0186

0.0136

0.0231

MASS FLOW (kg/h)

12506.6002

27628.4314

22721.2433

54175.1188

MASS FRACTION

0.0214

0.0472

0.0388

0.0926


12.7174

27.5907

22.1526

49.8647


0.0192

0.0416

0.0334

0.0752

Total 2364.5451 1.0000 585056.2374 1.0000 663.4164 1.0000

Vapour Phase Phase 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*

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*

MOLAR FLOW

(kgmole/h)

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

10.4099

0.0000

21.3283

0.0000

0.0000

0.0000

31.9068

32.4280

0.0000

0.0000

0.0000

15.7256

0.0000

0.0000

16.7726

0.0000

0.0000

8.8751

13.3971

0.0000

29.2308

104.7455

16.1442

10.8874

8.0273

41.1739

56.9918

61.6186

65.6896

68.9279

71.0931

72.0348

71.6428

69.8577

66.6762

MOLE FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0057

0.0000

0.0116

0.0000

0.0000

0.0000

0.0174

0.0177

0.0000

0.0000

0.0000

0.0086

0.0000

0.0000

0.0091

0.0000

0.0000

0.0048

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0.0000

0.0159

0.0570

0.0088

0.0059

0.0044

0.0224

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0.0336

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0.0375

0.0387

0.0392

0.0390

0.0380

0.0363

MASS FLOW

(kg/h)

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

641.3404

0.0000

0.0000

0.0000

1406.9921

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0.0000

0.0000

0.0000

914.0333

0.0000

0.0000

1210.1624

0.0000

0.0000

640.3478

241.3504

0.0000

2059.5989

7847.5585

1293.1029

923.7209

720.1421

3907.2454

5716.4255

6525.6833

7319.5918

8067.5873

8735.4877

9287.2672

9687.2111

9902.2094

9903.9032

MASS FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0005

0.0000

0.0020

0.0000

0.0000

0.0000

0.0044

0.0058

0.0000

0.0000

0.0000

0.0028

0.0000

0.0000

0.0037

0.0000

0.0000

0.0020

0.0007

0.0000

0.0064

0.0243

0.0040

0.0029

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0.0121

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0.0202

0.0227

0.0250

0.0271

0.0288

0.0300

0.0307

0.0307

LIQUID VOLUME

FLOW (m3/h)

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.5578

0.0000

1.8031

0.0000

0.0000

0.0000

2.7769

3.3540

0.0000

0.0000

0.0000

1.5672

0.0000

0.0000

1.9411

0.0000

0.0000

1.0169

0.2418

0.0000

2.7669

10.5694

1.7309

1.2293

0.9528

5.1399

7.4767

8.4866

9.4652

10.3737

11.1697

11.8091

12.2494

12.4524

12.3863

LIQUID VOLUME

FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0014

0.0000

0.0046

0.0000

0.0000

0.0000

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10

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12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

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30

31

32

33

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35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION

Vapour Phase (continued) Phase Fraction 0.7766

COMPONENTS

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700+*


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0.0002

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1.8613

MASS FRACTION

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0.0000

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COMPONENTS

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Nitrogen

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Ethylene

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0.0000

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0.0000

0.0001

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0014

0.0000

LIQUID VOLUME

FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


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2

3

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5

6

7

8

9

10

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14

15

16

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18

19

20

21

22

23

24

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28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION

Liquid Phase (continued) Phase Fraction 0.2234

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

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40-50*

50-60*

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70-80*

80-90*

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110-120*

120-130*

130-140*

140-150*

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160-170*

170-180*

180-190*

190-200*

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320-330*

330-340*


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0.0000

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0.0000

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1.9651

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2.3267

2.4617

2.5492

2.0931

1.6788

1.8081

2.0124

2.3074

2.7157

4.1400

4.8959

5.7153

6.5937

7.5232

8.4922

8.8521

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MOLE FRACTION

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0.0168

0.0116

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0.0000

0.0000

0.0000

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11.7678

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0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0000

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MASS FRACTION

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

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51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

340-350*

350-360*

360-370*

370-380*

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650-700*

700+*


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0.1035

MASS FLOW (kg/h)

2149.6475

2425.1422

2727.4205

3056.1172

6507.1122

3911.5542

4215.2313

4520.5224

4822.0840

5114.0456

5390.2835

5644.9247

12005.2542

12655.1053

13001.8237

13181.3909

13365.9386

12872.6957

12238.0047

27399.1768

22679.2030

54173.2576

MASS FRACTION

0.0082

0.0092

0.0104

0.0117

0.0248

0.0149

0.0161

0.0172

0.0184

0.0195

0.0206

0.0215

0.0458

0.0483

0.0496

0.0503

0.0510

0.0491

0.0467

0.1045

0.0865

0.2066


2.4788

2.7840

3.1170

3.4769

7.3693

4.4094

4.7295

5.0479

5.3584

5.6545

5.9295

6.1770

12.9929

13.5391

13.7666

13.8142

13.8660

13.2207

12.4443

27.3618

22.1116

49.8630


0.0091

0.0103

0.0115

0.0128

0.0272

0.0163

0.0174

0.0186

0.0198

0.0208

0.0219

0.0228

0.0479

0.0499

0.0507

0.0509

0.0511

0.0487

0.0459

0.1009

0.0815

0.1838

Total 528.1725 1.0000 262269.6898 1.0000 271.2835 1.0000

K VALUE

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

MIXED

---

---

---

---

111.9

---

76.88

---

---

---

57.63

46.07

---

---

---

43.04

---

---

33.88

---

---

32.98

LIGHT

---

---

---

---

111.9

---

76.88

---

---

---

57.63

46.07

---

---

---

43.04

---

---

33.88

---

---

32.98

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

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46

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49

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53

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55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




K VALUE

COMPONENTS

H2O

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*

560-580*

580-600*

MIXED

82.03

---

27.94

25.69

23.65

21.74

19.97

18.32

16.78

15.35

14.01

12.77

11.61

10.54

9.552

8.635

7.790

7.012

6.298

5.643

5.045

4.495

3.996

3.543

3.133

2.764

2.430

2.131

1.863

1.624

1.410

1.221

1.053

0.9051

0.7749

0.6607

0.5610

0.4742

0.3991

0.3343

0.2786

0.2310

0.1905

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

---

27.94

25.69

23.65

21.74

19.97

18.32

16.78

15.35

14.01

12.77

11.61

10.54

9.552

8.635

7.790

7.012

6.298

5.643

5.045

4.495

3.996

3.543

3.133

2.764

2.430

2.131

1.863

1.624

1.410

1.221

1.053

0.9051

0.7749

0.6607

0.5610

0.4742

0.3991

0.3343

0.2786

0.2310

0.1905

0.1563

0.1143

7.437e-002

4.745e-002

2.961e-002

1.808e-002

1.080e-002

6.313e-003

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

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---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

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50

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58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

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59

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 2:

TBP Crudo Oriente



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


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

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)

-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

660.9

700.6

775.8

842.0

852.7

864.9

950.0

ASTMD86 (C)

---

-101.5

12.82

80.86

117.9

132.1

141.3

152.5

163.8

175.3

187.3

221.0

261.9

282.9

301.1

318.0

344.1

370.1

391.4

423.6

462.3

523.0

594.6

673.9

755.4

779.2

805.3

817.3

819.0

821.1

842.4

D2887 (C)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

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19

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21

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24

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29

30

31

32

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60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 3:

Data Sheet Columna Atmosférica



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


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


Stream: Naptha Flow Basis: Std Ideal Vol

Reflux Rate


Stage: Condenser Flow Basis: Molar Liquid Spec: Light

Vap Prod Rate


Stream: Off Gas Flow Basis: Molar

Btms Prod Rate


Stream: Atmos Residue Flow Basis: Molar

AGO SS Prod Flow


Stream: AGO Prod Flow Basis: Std Ideal Vol

AGO PA_Rate(Pa)


Spec Type: Flow Rate Pumparound: AGO PA Flow Basis: Std Ideal Vol

AGO PA_Dt(Pa)


Spec Type: Temperature Drop Pumparound: AGO PA


1

2

3

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




AGO PA_Duty(Pa)


Spec Type: Duty Pumparound: AGO PA

Diesel SS Prod Flow


Stream: Diesel Prod Flow Basis: Std Ideal Vol

Diesel PA_Rate(Pa)


Spec Type: Flow Rate Pumparound: Diesel PA Flow Basis: Std Ideal Vol

Diesel PA_Dt(Pa)


Spec Type: Temperature Drop Pumparound: Diesel PA

Diesel PA_Duty(Pa)


Spec Type: Duty Pumparound: Diesel PA

Kerosene SS Prod Flow


Stream: Kerosene Prod Flow Basis: Std Ideal Vol

Kerosene SS BoilUp Ratio


Stage: Kerosene SS_Reb Basis: Molar

Kerosene PA_Rate(Pa)


Spec Type: Flow Rate Pumparound: Kerosene PA Flow Basis: Std Ideal Vol

Kerosene PA_Dt(Pa)


Spec Type: Temperature Drop Pumparound: Kerosene PA

Kerosene PA_Duty(Pa)


Spec Type: Duty Pumparound: Kerosene PA

Naptha CP


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


Stage: Kerosene SS_Reb Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid


Diesel CP



1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




Diesel CP

Stage: 3__Diesel SS Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid


AGO CP


Stage: 3__AGO SS Type: ASTM D86 Flow Basis: Volume Fraction Phase: Liquid


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

2610

2552

2495

2438

2365

2200

264.6


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

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59

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



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

1.071 kPa


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

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56

57

58

59

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61

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



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)


Mass Flow (kg/d)




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)


Mass Flow (kg/d)




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)


Mass Flow (kg/d)


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

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

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60

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



CONDITIONS



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




CO2 Loading

CO2 Apparent Mole Conc.

CO2 Apparent Wt. Conc.





Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



Liquid Fraction

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

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

3.580e+004

2.258

1015

3.350

0.0000

2.631

1987

1.0000

---

3.648e-002

1.547e-002

29.28

1.625

Atm Feed @Main

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

14.42

1797

0.7766

9.995

---

---

723.4

2.924

AGO Steam @Main

18.02

0.1017

1.832

627.9

-1.315e+004

9.712

35.26

1.957

0.0000

4.101e+004

2276

---

---

---

0.0000

1.000

1.000

1.000

682.7

0.0000

0.0000

627.9

55.40

35.26

1509

998.0

---

0.9785

---

---

0.0000

1.309

1.340

3.908e+004

7.625

1015

1.133

0.0000

9.836

2169

1.0000

---

2.943e-002

1.397e-002

26.95

1.496

Diesel Steam @Main

18.02

0.1017

1.832

737.1

-1.315e+004

9.712

35.26

1.957

0.0000

4.101e+004

2276

---

---

---

0.0000

1.000

1.000

1.000

682.7

0.0000

0.0000

737.1

55.40

35.26

1772

998.0

---

0.9785

---

---

0.0000

1.309

1.340

3.908e+004

7.625

1015

1.330

0.0000

9.836

2169

1.0000

---

2.943e-002

1.397e-002

26.95

1.496

Atmos Residue @Main

528.2

1.347

711.7

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

0.7422

1155

0.0000

11.62

8.726e-002

0.1756

1567

2.967


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

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20

21

22

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30

31

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34

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40

41

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50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



PROPERTIES

Name

Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index

Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


Sulfur Wt Pct

(kJ/kgmole-C)

(kJ/kg-C)

(kJ/kgmole-C)

(kJ/kg-C)

(kPa)

(kPa)

(m3/h)

(kJ/kgmole-C)

(kJ/kg-C)

(kPa)

(%)

Bttm Steam @Main

26.97

1.497

---

---

---

---

---

3.350

---

1.312

34.98

1.942

1380

***

Atm Feed @Main

723.2

2.923

---

---

---

53.53

207.7

661.3

-46.11

1.012

699.7

2.828

3238

***

AGO Steam @Main

26.31

1.460

---

---

---

---

---

1.133

-103.3

1.317

34.53

1.917

476.0

***

Diesel Steam @Main

26.31

1.460

---

---

---

---

---

1.330

-103.3

1.317

34.53

1.917

476.0

***

Atmos Residue @Main

1567

2.967

---

---

---

4.039e-002

6.540

277.4

-33.90

1.006

1438

2.722

230.0

1.90

Name

Molecular Weight

Molar Density

Mass Density

Act. Volume Flow

Mass Enthalpy

Mass Entropy

Heat Capacity

Mass Heat Capacity




CO2 Loading







Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity


(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)

Off Gas @Main

18.17

7.843e-002

1.425

6.849e-004

-4390

9.527

35.69

1.964

---

---

---

---

---

---

---

1.000

1.000

1.000

71.32

0.0000

0.0000

6.849e-004

17.40

35.69

1.270e-003

316.1

---

0.9898

19.11

---

0.0000

1.304

1.318

1.272e+004

5.810

0.7711

Naptha @Main

95.44

8.389

800.7

93.90

-2365

-7.705e-002

142.1

1.489

---

---

---

---

0.0000

0.0000

---

5.609e-005

2.398e-005

1.347e-002

23.24

0.0000

0.0000

1.264

7.748

142.1

1.863e+004

739.5

2.573e-002

---

11.77

---

0.0000

1.062

1.002

6.459e+004

---

750.4

Waste Water @Main

18.02

59.16

1066

5.630

-1.620e+004

1.595

79.83

4.431

5.151e-006

4.101e+004

2276

---

0.0000

0.0000

2.859e-007

0.0000

0.0000

0.0000

59.58

0.0000

0.0000

---

55.40

79.83

7876

998.0

1.564e-003

1.312e-003

19.52

---

0.0000

1.116

1.068

4.056e+004

8.915

1015

Kerosene Prod @Main

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

Diesel Prod @Main

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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

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19

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52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



PROPERTIES

Name


Liquid Fraction

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index

Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


Sulfur Wt Pct

(m3/h)

(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)

(%)

Off Gas @Main

1.266e-003

0.0000

12.75

699.9

1.0000

---

2.093e-002

8.282e-003

27.38

1.507

27.08

1.490

---

---

---

---

---

1.266e-003

-9.215

1.307

35.36

1.946

7511

***

Naptha @Main

100.2

0.9999

0.1192

676.8

0.0001

29.94

---

---

133.8

1.402

141.8

1.486

---

---

---

207.7

527.5

102.5

14.39

1.090

100.7

1.055

141.0

0.00

Waste Water @Main

5.913

1.000

1.690e-002

2252

0.0000

86.12

0.4529

9.502

71.51

3.970

74.72

4.148

---

---

---

---

---

5.913

22.91

1.333

33.28

1.847

3.111e-003

***

Kerosene Prod @Main

63.49

1.000

0.2417

271.4

0.0000

10.27

9.399e-002

0.1877

404.4

2.647

404.4

2.647

---

---

---

0.4304

0.4304

63.49

-23.63

1.025

346.5

2.268

208.6

0.07

Diesel Prod @Main

170.1

1.000

0.3692

428.2

0.0000

11.50

9.450e-002

0.2421

662.9

2.731

578.4

2.383

586.3

2.416

1.145

3.264e-002

6.500

170.1

-16.07

1.014

588.7

2.425

217.1

0.52

Name

Molecular Weight

Molar Density

Mass Density

Act. Volume Flow

Mass Enthalpy

Mass Entropy

Heat Capacity

Mass Heat Capacity




CO2 Loading







Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


(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)

AGO Prod @Main

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

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



PROPERTIES

Name

Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



Liquid Fraction

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index

Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


Sulfur Wt Pct

(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)

(kJ/kgmole-C)

(kJ/kg-C)

(kJ/kgmole-C)

(kJ/kg-C)

(kPa)

(kPa)

(m3/h)

(kJ/kgmole-C)

(kJ/kg-C)

(kPa)

(%)

AGO Prod @Main

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

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

1.009

899.4

2.634

222.5

0.94

SUMMARY

Flow Basis: Molar The composition option is selected

Feed Composition

Flow Rate (kgmole/h)

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

Ethane

CO2

H2S

Propene

Atm Feed

2.364545e+03

---

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0044

0.0000

0.0091

0.0000

0.0000

0.0000

Bttm Steam

188.7306

---

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Diesel Steam

74.9371

---

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

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26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

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49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

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*

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*

Atm Feed

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

0.0125

0.0448

0.0069

0.0047

0.0034

0.0177

0.0245

0.0265

0.0284

0.0298

0.0308

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Bibliot

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Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

340-350* (kgmole/h)

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Atm Feed

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Hydrogen (kgmole/h)

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Methane (kgmole/h)

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Ethane (kgmole/h)

CO2 (kgmole/h)

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i-Butene (kgmole/h)

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0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

63.8353

0.0000

0.0000

0.0000


1

2

3

4

5

6

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59

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

60-70* (kgmole/h)

70-80* (kgmole/h)

80-90* (kgmole/h)

90-100* (kgmole/h)

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320-330* (kgmole/h)

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340-350* (kgmole/h)

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460-480* (kgmole/h)

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500-520* (kgmole/h)

520-540* (kgmole/h)

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AGO Steam

0.0000

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Products


1

2

3

4

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9

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54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

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e Ing

. Quím

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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY


Product Compositions


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

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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

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---

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000


1

2

3

4

5

6

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10

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49

50

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53

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55

56

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58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

270-280*

280-290*

290-300*

300-310*

310-320*

320-330*

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700+*

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

Naptha

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0.0000

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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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Waste Water

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

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CO2

H2S

Propene

Propane

i-Butane

i-Butene

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13-Butadiene

n-Butane

cis2-Butene

tr2-Butene

i-Pentane

Atmos Residue

509.2023

---

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

Kerosene Prod

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---

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Diesel Prod

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---

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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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

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14

15

16

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49

50

51

52

53

54

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56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

1-Pentene

2M-1-butene

n-Pentane

H2O

36-40*

40-50*

50-60*

60-70*

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80-90*

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110-120*

120-130*

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Kerosene Prod

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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

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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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Diesel Prod

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

150-160* (kgmole/h)

160-170* (kgmole/h)

170-180* (kgmole/h)

180-190* (kgmole/h)

190-200* (kgmole/h)

200-210* (kgmole/h)

210-220* (kgmole/h)

220-230* (kgmole/h)

230-240* (kgmole/h)

240-250* (kgmole/h)

250-260* (kgmole/h)

260-270* (kgmole/h)

270-280* (kgmole/h)

280-290* (kgmole/h)

290-300* (kgmole/h)

300-310* (kgmole/h)

310-320* (kgmole/h)

320-330* (kgmole/h)

330-340* (kgmole/h)

340-350* (kgmole/h)

350-360* (kgmole/h)

360-370* (kgmole/h)

370-380* (kgmole/h)

380-390* (kgmole/h)

390-400* (kgmole/h)

400-410* (kgmole/h)

410-420* (kgmole/h)

420-430* (kgmole/h)

430-440* (kgmole/h)

440-450* (kgmole/h)

450-460* (kgmole/h)

460-480* (kgmole/h)

480-500* (kgmole/h)

500-520* (kgmole/h)

520-540* (kgmole/h)

540-560* (kgmole/h)

560-580* (kgmole/h)

580-600* (kgmole/h)

600-650* (kgmole/h)

650-700* (kgmole/h)

700+* (kgmole/h)

Atmos Residue

0.2069 *

0.2500 *

0.2970 *

0.3464 *

0.3957 *

0.3585 *

0.3174 *

0.3774 *

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0.5871 *

0.7619 *

1.2795 *

1.6645 *

2.1340 *

2.6985 *

3.3670 *

4.1461 *

4.7019 *

3.5198 *

4.5036 *

5.2807 *

6.1699 *

7.1895 *

15.9761 *

10.0809 *

11.4229 *

13.1416 *

15.3103 *

17.5781 *

19.0659 *

19.3407 *

37.2638 *

33.8558 *

30.7321 *

28.2139 *

26.4072 *

23.7964 *

21.3560 *

43.8929 *

32.1052 *

54.6822 *

Kerosene Prod

11.5350 *

31.8575 *

57.7477 *

64.0128 *

59.9181 *

42.5252 *

27.5017 *

19.3966 *

8.5397 *

2.3331 *

0.5011 *

0.1257 *

0.0232 *

0.0041 *

0.0007 *

0.0001 *

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0.0000 *

Diesel Prod

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2.0560 *

2.9217 *

4.1479 *

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51.1008 *

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25.6741 *

24.8416 *

21.1377 *

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11.5288 *

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3.2529 *

1.2307 *

0.3963 *

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0.0229 *

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0.0005 *

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0.0000 *


Hydrogen (kgmole/h)

Nitrogen (kgmole/h)

CO (kgmole/h)

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Methane (kgmole/h)

Ethylene (kgmole/h)

Ethane (kgmole/h)

AGO Prod

132.6372 *

---

0.0000 *

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

CO2 (kgmole/h)

H2S (kgmole/h)

Propene (kgmole/h)

Propane (kgmole/h)

i-Butane (kgmole/h)

i-Butene (kgmole/h)

1-Butene (kgmole/h)


n-Butane (kgmole/h)







H2O (kgmole/h)

36-40* (kgmole/h)

40-50* (kgmole/h)

50-60* (kgmole/h)

60-70* (kgmole/h)

70-80* (kgmole/h)

80-90* (kgmole/h)

90-100* (kgmole/h)

100-110* (kgmole/h)

110-120* (kgmole/h)

120-130* (kgmole/h)

130-140* (kgmole/h)

140-150* (kgmole/h)

150-160* (kgmole/h)

160-170* (kgmole/h)

170-180* (kgmole/h)

180-190* (kgmole/h)

190-200* (kgmole/h)

200-210* (kgmole/h)

210-220* (kgmole/h)

220-230* (kgmole/h)

230-240* (kgmole/h)

240-250* (kgmole/h)

250-260* (kgmole/h)

260-270* (kgmole/h)

270-280* (kgmole/h)

280-290* (kgmole/h)

290-300* (kgmole/h)

300-310* (kgmole/h)

310-320* (kgmole/h)

320-330* (kgmole/h)

330-340* (kgmole/h)

340-350* (kgmole/h)

350-360* (kgmole/h)

360-370* (kgmole/h)

370-380* (kgmole/h)

AGO Prod

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

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1.0453 *

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0.0122 *

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0.0579 *

0.0929 *

0.1513 *

0.3148 *

0.5006 *

0.7731 *

1.1617 *

1.7033 *

2.4472 *

3.2358 *

2.8439 *

4.3317 *

6.1366 *

8.6601 *

11.7102 *


1

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

380-390* (kgmole/h)

390-400* (kgmole/h)

400-410* (kgmole/h)

410-420* (kgmole/h)

420-430* (kgmole/h)

430-440* (kgmole/h)

440-450* (kgmole/h)

450-460* (kgmole/h)

460-480* (kgmole/h)

480-500* (kgmole/h)

500-520* (kgmole/h)

520-540* (kgmole/h)

540-560* (kgmole/h)

560-580* (kgmole/h)

580-600* (kgmole/h)

600-650* (kgmole/h)

650-700* (kgmole/h)

700+* (kgmole/h)

AGO Prod

27.4748 *

16.0674 *

14.7779 *

12.1153 *

8.6311 *

5.0002 *

2.2271 *

0.7803 *

0.2457 *

0.0160 *

0.0009 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *

0.0000 *


Product Recoveries


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* (%)

40-50* (%)

50-60* (%)

60-70* (%)

70-80* (%)

Off Gas

0.0001

---

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0.0005

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0.0000

0.0000

Naptha

787.7526

---

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

99.9972

0.0000

99.9949

0.0000

0.0000

0.0000

99.9907

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0.0000

0.0000

0.0000

99.9823

0.0000

0.0000

99.9683

0.0000

0.0000

99.9654

0.0004

0.0000

99.9484

99.9325

99.9090

99.8714

Waste Water

333.1032

---

0.0000

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97.6994

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

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* (%)

580-600* (%)

600-650* (%)

650-700* (%)

700+* (%)

Off Gas

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Naptha

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0.3424

0.0407

0.0044

0.0004

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Waste Water

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0.0000


Atmos Residue

509.2023

---

Kerosene Prod

333.8742

---

Diesel Prod

595.4775

---


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30

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

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* (%)

40-50* (%)

50-60* (%)

60-70* (%)

70-80* (%)

80-90* (%)

90-100* (%)

100-110* (%)

110-120* (%)

120-130* (%)

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300-310* (%)

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0023

0.0000

0.0050

0.0000

0.0000

0.0000

0.0091

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.1920

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1.1258

1.3864

1.7084

2.1065

2.5984

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3.9510

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5.9848

Kerosene Prod

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

0.0001

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0009

0.0000

0.0000

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6.7895

1.3853

0.2553

0.0447

0.0075

0.0012

0.0002

Diesel Prod

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0002

0.0007

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.8527

1.2872

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96.5070

95.7867

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1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

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Bibliot

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. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

310-320* (%)

320-330* (%)

330-340* (%)

340-350* (%)

350-360* (%)

360-370* (%)

370-380* (%)

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520-540* (%)

540-560* (%)

560-580* (%)

580-600* (%)

600-650* (%)

650-700* (%)

700+* (%)

Atmos Residue

7.3466

8.9968

10.9865

13.3729

16.2208

19.6061

23.6275

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34.2874

41.6415

51.2280

63.6643

77.7753

89.5253

96.1200

99.3448

99.9527

99.9971

99.9999

100.0000

100.0000

100.0000

100.0000

100.0000

100.0000

Kerosene Prod

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

Diesel Prod

88.3171

84.8116

80.1369

73.7645

64.9292

52.8748

37.8883

22.6634

11.0638

4.4864

1.5449

0.4453

0.1012

0.0172

0.0023

0.0001

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


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 (%)

AGO Prod

132.6372

---

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

0.3066


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

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31

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40

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49

50

51

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53

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Bibliot

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. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

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* (%)

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240-250* (%)

250-260* (%)

260-270* (%)

270-280* (%)

280-290* (%)

290-300* (%)

300-310* (%)

310-320* (%)

320-330* (%)

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340-350* (%)

350-360* (%)

360-370* (%)

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380-390* (%)

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480-500* (%)

500-520* (%)

520-540* (%)

540-560* (%)

560-580* (%)

580-600* (%)

600-650* (%)

AGO Prod

0.0000

0.0001

0.0001

0.0001

0.0002

0.0002

0.0004

0.0005

0.0008

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0.0695

0.1095

0.1730

0.2703

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0.9638

1.4314

2.0950

3.0275

4.3363

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8.8766

12.8626

18.8500

27.5191

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53.8722

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35.8905

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10.4575

3.8777

0.6551

0.0473

0.0029

0.0001

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


1

2

3

4

5

6

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8

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10

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12

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15

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



SUMMARY

650-700* (%)

700+* (%)

AGO Prod

0.0000

0.0000

COLUMN PROFILES

Reflux Ratio: 1.734 Reboil Ratio: 0.5195 The Flows Option is Selected Flow Basis: Molar

Column Profiles Flows

*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

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

Temp

(C)

-56.2

140.9

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

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358.6

368.7

374.3

378.4

382.2

386.8

398.0

391.8

209.2

211.8

214.4

218.6

280.4

276.8

270.0

352.6

347.3

336.7

Pres

(kPa)

140.0

200.0

201.1

202.1

203.2

204.3

205.4

206.4

207.5

208.6

209.6

210.7

211.8

212.9

213.9

215.0

216.1

217.1

218.2

219.3

220.4

221.4

222.5

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224.6

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227.9

228.9

230.0

208.6

208.6

208.6

208.6

217.1

217.1

217.1

222.5

222.5

222.5

Net Liq

(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

---

574.6

582.2

584.3

---

685.9

651.8

---

164.0

151.6

---

Net Vap

(kgmole/h)

---

2487

3264

3395

3391

3363

3325

3276

3211

3937

3910

3791

3678

3572

3458

3304

3065

3099

2788

2616

2539

2484

2614

2610

2552

2495

2438

2365

2200

264.6

---

240.7

248.4

250.4

---

165.4

131.3

---

95.18

82.79

Net Feed

(kgmole/h)

---

---

---

---

---

---

---

---

1988

---

---

---

---

---

---

---

940.3

---

---

---

---

660.7

---

---

---

---

---

---

2365

188.7

532.7

---

---

---

735.7

---

74.94

184.2

---

63.84

Net Draws

(kgmole/h)

1121

---

---

---

---

---

---

---

---

2322

---

---

---

---

---

---

---

1461

---

---

---

---

729.5

---

---

---

---

---

---

509.2

198.8

---

---

333.9

215.2

---

595.5

115.4

---

132.6

Duty

(kJ/h)

1.60e+008 *

---

---

---

---

---

---

---

-4.50e+007 *

---

---

---

---

---

---

---

-3.70e+007 *

---

---

---

---

-3.70e+007 *

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

1.02e+007 *

---

---

---

---

---

---

Column Profiles Energy


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

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40

41

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Bibliot

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e Ing

. Quím

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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



COLUMN PROFILES

*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

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)

-56.25

140.9

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

391.8

209.2

211.8

214.4

218.6

280.4

276.8

270.0

352.6

347.3

336.7

Liq Enthalpy

(kJ/kgmole)

-2.257e+005

-2.295e+005

-2.347e+005

-2.387e+005

-2.420e+005

-2.450e+005

-2.483e+005

-2.523e+005

-2.574e+005

-2.608e+005

-2.688e+005

-2.768e+005

-2.844e+005

-2.921e+005

-3.012e+005

-3.145e+005

-3.379e+005

-3.560e+005

-3.896e+005

-4.053e+005

-4.144e+005

-4.221e+005

-4.215e+005

-4.293e+005

-4.373e+005

-4.452e+005

-4.546e+005

-4.713e+005

-6.064e+005

-6.582e+005

-2.581e+005

-2.585e+005

-2.596e+005

-2.623e+005

-3.654e+005

-3.717e+005

-3.815e+005

-4.418e+005

-4.533e+005

-4.700e+005

Vap Enthalpy

(kJ/kgmole)

-7.978e+004

-1.702e+005

-1.859e+005

-1.910e+005

-1.937e+005

-1.955e+005

-1.970e+005

-1.984e+005

-2.000e+005

-2.029e+005

-2.066e+005

-2.099e+005

-2.129e+005

-2.155e+005

-2.177e+005

-2.193e+005

-2.199e+005

-2.237e+005

-2.258e+005

-2.254e+005

-2.239e+005

-2.218e+005

-2.262e+005

-2.256e+005

-2.227e+005

-2.194e+005

-2.156e+005

-2.098e+005

-1.926e+005

-2.424e+005

-2.068e+005

-2.098e+005

-2.122e+005

-2.151e+005

-2.441e+005

-2.491e+005

-2.505e+005

-2.636e+005

-2.651e+005

-2.598e+005

Heat Loss

(kJ/h)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



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



1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

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29

30

31

32

33

34

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36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

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49

50

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53

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



COMPONENT MAPS

Product Name

Kerosene Prod


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

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

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

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17

18

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20

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26

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28

29

30

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33

34

35

36

37

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39

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


0.00 2.00 4.00 6.00 8.00 10.00

Percent Composition

0.00

2.00

4.00

6.00

8.00

10.00

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

8.00

10.00

Mo

lecu

lar

We

igh

t

Molecular Weight Properties


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)

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 *

Bulk Liquid 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

COLUMN REFINERY ASSAY PLOTS

Single Tray : Single Tray :

Single Tray :


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

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16

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19

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


0.00 2.00 4.00 6.00 8.00 10.00

Percent Composition

0.00

2.00

4.00

6.00

8.00

10.00

De

nsi

ty

Density Properties


COLUMN REFINERY ASSAY PLOTS

COLUMN REFINERY ASSAY TABLES

Boiling Point Assay

Single Tray : Assay Basis : Molar

Assay Percent

0.0 %

1.0 %

2.0 %

3.5 %

5.0 %

7.5 %

10.0 %

12.5 %

15.0 %

17.5 %

20.0 %

25.0 %

30.0 %

35.0 %

40.0 %

45.0 %

50.0 %

55.0 %

60.0 %

65.0 %

70.0 %

75.0 %


1

2

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29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

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59

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




Boiling Point Assay

Assay Percent

80.0 %

85.0 %

90.0 %

92.5 %

95.0 %

96.5 %

98.0 %

99.0 %

100.0 %

Molecular Weight Assay


Assay Percent

0.0 %

1.0 %

2.0 %

3.5 %

5.0 %

7.5 %

10.0 %

12.5 %

15.0 %

17.5 %

20.0 %

25.0 %

30.0 %

35.0 %

40.0 %

45.0 %

50.0 %

55.0 %

60.0 %

65.0 %

70.0 %

75.0 %

80.0 %

85.0 %

90.0 %

92.5 %

95.0 %

96.5 %

98.0 %

99.0 %

100.0 %

Density Assay



1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

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24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

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35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

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47

48

49

50

51

52

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59

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Bibliot

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. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




Density Assay

Assay Percent

0.0 %

1.0 %

2.0 %

3.5 %

5.0 %

7.5 %

10.0 %

12.5 %

15.0 %

17.5 %

20.0 %

25.0 %

30.0 %

35.0 %

40.0 %

45.0 %

50.0 %

55.0 %

60.0 %

65.0 %

70.0 %

75.0 %

80.0 %

85.0 %

90.0 %

92.5 %

95.0 %

96.5 %

98.0 %

99.0 %

100.0 %

User Properties

Assay Percent

0.0 %

1.0 %

2.0 %

3.5 %

5.0 %

7.5 %

10.0 %

12.5 %

15.0 %

17.5 %

20.0 %

25.0 %

30.0 %


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

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25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

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48

49

50

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Bibliot

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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


0 5 10 15 20 25 30 35 40-100

-50.0

0.000

50.0

100

150

200

250

300

350

400

Te

mp

era

ture

(C

)

Temperature vs. Tray Position from Top



User Properties

Assay Percent

35.0 %

40.0 %

45.0 %

50.0 %

55.0 %

60.0 %

65.0 %

70.0 %

75.0 %

80.0 %

85.0 %

90.0 %

92.5 %

95.0 %

96.5 %

98.0 %

99.0 %

100.0 %

TRAY by TRAY PROPERTIES PLOTS


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

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24

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29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

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Bibliot

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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


0 5 10 15 20 25 30 35 40140

150

160

170

180

190

200

210

220

230

Pre

ssu

re (

kPa

)

Pressure vs. Tray Position from Top

0 5 10 15 20 25 30 35 400.000

500

1.00e+003

1.50e+003

2.00e+003

2.50e+003

3.00e+003

3.50e+003

4.00e+003

4.50e+003

5.00e+003

Ne

t M

ola

r F

low

(kg

mo

le/h

)

Vapour

Liquid

Flow vs. Tray Position from Top




1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

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28

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30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

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46

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48

49

50

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Bibliot

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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


0 5 10 15 20 25 30 35 40620

640

660

680

700

720

740

760

780

800

820

De

nsi

ty (

kg/m

3)

50.0

100

150

200

250

300

350

400

450

500

550Density(Light)

Mol Weight(Light)

Column Properties vs. Tray Position from Top

0 5 10 15 20 25 30 35 40-5.00

-4.00

-3.00

-2.00

-1.00

0.000

1.00

2.00

3.00

4.00

5.00

Mo

le F

ract

ion

Hydrogen (Light)

Nitrogen (Light)

CO (Light)

Oxygen (Light)

Composition vs. Tray Position from Top




1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

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20

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28

29

30

31

32

33

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35

36

37

38

39

40

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48

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50

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Bibliot

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. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


0 5 10 15 20 25 30 35 40-4.00

-3.00

-2.00

-1.00

0.000

1.00

2.00

3.00

4.00

5.00

6.00

K V

alu

e

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

K-Value vs. Tray Position from Top

0 5 10 15 20 25 30 35 40-5.00

-4.00

-3.00

-2.00

-1.00

0.000

1.00

2.00

3.00

4.00

5.00

Mo

le F

ract

ion

Ra

tio

Light

Component Ratio vs. Tray Position from Top




1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

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48

49

50

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Bibliot

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e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada



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

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

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)

-56.25

140.9

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

391.8

209.2

211.8

214.4

218.6

280.4

276.8

270.0

352.6

347.3

336.7

Pressure

(kPa)

140.0

200.0

201.1

202.1

203.2

204.3

205.4

206.4

207.5

208.6

209.6

210.7

211.8

212.9

213.9

215.0

216.1

217.1

218.2

219.3

220.4

221.4

222.5

223.6

224.6

225.7

226.8

227.9

228.9

230.0

208.6

208.6

208.6

208.6

217.1

217.1

217.1

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)

1699

2144


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

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63




Bibliot

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e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




Tray Number

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

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

Vapour

(kgmole/h)

3264

3395

3391

3363

3325

3276

3211

3937

3910

3791

3678

3572

3458

3304

3065

3099

2788

2616

2539

2484

2614

2610

2552

2495

2438

2365

2200

264.6

198.8

240.7

248.4

250.4

215.2

165.4

131.3

115.4

95.18

82.79

Bulk Liquid

(kgmole/h)

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

574.6

582.2

584.3

333.9

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

126

129

132

Dens

L-Liq

(kg/m3)

812

671

657

653

651

Visc

L-Liq

(cP)

1.78

0.223

0.199

0.194

0.192

Therm Con

L-Liq

(W/m-K)

0.125

9.88e-002

9.76e-002

9.72e-002

9.69e-002

Heat Cap

L-Liq

(kJ/kg-C)

1.49

2.44

2.53

2.55

2.57


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

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59

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




Stage

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

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

Surf Tens

(dyne/cm)

11.9

11.8

11.7

11.6

11.3

11.1

10.9

10.7

10.6

10.5

10.4

10.3

9.89

9.52

9.29

9.21

9.22

8.78

8.67

8.71

8.81

8.99

9.41

10.5

11.6

10.6

10.5

10.4

10.3

10.5

10.9

11.5

9.58

10.1

10.9

Mol Wt

L-Liq

134

137

140

144

147

154

161

168

174

182

194

213

233

271

292

304

314

322

336

347

357

367

384

496

528

148

149

150

153

237

240

243

333

337

341

Dens

L-Liq

(kg/m3)

650

649

649

648

645

643

642

641

640

639

640

642

637

634

630

629

630

623

621

621

623

625

631

694

712

637

635

634

632

644

649

657

633

640

651

Visc

L-Liq

(cP)

0.191

0.190

0.190

0.191

0.187

0.187

0.188

0.189

0.191

0.195

0.203

0.214

0.208

0.178

0.150

0.131

0.118

9.94e-002

7.75e-002

5.79e-002

5.01e-002

5.06e-002

5.13e-002

0.114

0.132

0.175

0.173

0.172

0.170

0.218

0.227

0.242

0.105

0.109

0.117

Therm Con

L-Liq

(W/m-K)

9.67e-002

9.65e-002

9.63e-002

9.60e-002

9.55e-002

9.50e-002

9.45e-002

9.40e-002

9.35e-002

9.27e-002

9.23e-002

9.16e-002

9.02e-002

8.82e-002

8.69e-002

8.62e-002

8.59e-002

8.45e-002

8.37e-002

8.33e-002

8.30e-002

8.28e-002

8.27e-002

8.42e-002

8.73e-002

9.46e-002

9.44e-002

9.43e-002

9.40e-002

9.22e-002

9.31e-002

9.45e-002

8.71e-002

8.82e-002

9.00e-002

Heat Cap

L-Liq

(kJ/kg-C)

2.58

2.59

2.60

2.61

2.63

2.65

2.67

2.69

2.71

2.73

2.75

2.78

2.83

2.91

2.95

2.98

2.99

3.03

3.05

3.06

3.07

3.07

3.07

3.01

2.98

2.67

2.68

2.69

2.70

2.81

2.79

2.77

3.00

2.98

2.94

Column Composition Profile

Options Selected

Fraction is selected as the composition basis Net is selected as flow basis

Molar basis is selected

Stage

Condenser

1__Main Tower

2__Main Tower

3__Main Tower

4__Main Tower

Hydrogen

L-Liq

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Nitrogen

L-Liq

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

CO

L-Liq

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Oxygen

L-Liq

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




Stage

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

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

L-Liq

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Nitrogen

L-Liq

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

CO

L-Liq

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Oxygen

L-Liq

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Heavy/Light Key Component Ratios

Options Selected

Molar basis is selected

Key Components

Light Key

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

Chosen

On

On

On

On

Off

Off

Heavy Key

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

Chosen

Off

Off

Off

Off

On

On


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada





Key Components

Light Key

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*

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*

Chosen

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Heavy Key

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*

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*

Chosen

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off


1

2

3

4

5

6

7

8

9

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28

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30

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39

40

41

42

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50

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52

53

54

55

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57

58

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60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada





Key Components

Light Key

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*

580-600*

600-650*

650-700*

700+*

Chosen

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Heavy Key

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*

580-600*

600-650*

650-700*

700+*

Chosen

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

Off

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

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

Light Liq

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


1

2

3

4

5

6

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53

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59

60

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada





Stage

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

Light Liq

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

Column K-Values Profile

Tray Number

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

Hydrogen

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

Nitrogen

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

CO

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

Oxygen

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

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1.000

1.000

1.000

1.000

1.000


1

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27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

Nitrogen

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

CO

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

Oxygen

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

1.000

NOTES


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 4:

Data Sheet Nafta



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: NapthaFluid Package: Petroleum


CONDITIONS


Temperature: (C)

Pressure: (kPa)


Mass Flow (kg/d)




Heat Flow (kJ/h)


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




CO2 Loading

CO2 App ML Con

CO2 App WT Con





Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



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

---

---

1.062

1.062

---

2.710

750.4

100.2

1.000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Naptha (continued)Fluid Package: Petroleum


PROPERTIES

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index

Sulfur Wt Pct[Petrol]

Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


(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


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

919.9760

0.0000

0.0000

1220.0454

0.0000

0.0000

645.7067

0.0294

MASS FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0022

0.0000

0.0086

0.0000

0.0000

0.0000

0.0188

0.0252

0.0000

0.0000

0.0000

0.0122

0.0000

0.0000

0.0162

0.0000

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

0.0178

0.0000

0.0000

0.0000

0.0274

0.0332

0.0000

0.0000

0.0000

0.0155

0.0000

0.0000

0.0192

0.0000

0.0000

0.0101

0.0000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


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*


0.0000

29.5165

105.8463

16.3257

11.0172

8.1272

41.6911

57.6626

62.1742

65.8319

68.0115

67.5927

61.3023

40.2700

12.0764

1.8450

0.2215

0.0195

0.0015

0.0001

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

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

0.0000

0.0375

0.1344

0.0207

0.0140

0.0103

0.0529

0.0732

0.0789

0.0836

0.0863

0.0858

0.0778

0.0511

0.0153

0.0023

0.0003

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

MASS FLOW (kg/h)

0.0000

2079.7250

7930.0316

1307.6373

934.7335

729.1029

3956.3282

5783.7084

6584.5225

7335.4498

7960.3235

8305.3789

7903.5551

5445.1217

1711.8082

274.0446

34.4686

3.1746

0.2597

0.0226

0.0011

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

0.0000

MASS FRACTION

0.0000

0.0277

0.1055

0.0174

0.0124

0.0097

0.0526

0.0769

0.0876

0.0976

0.1059

0.1105

0.1051

0.0724

0.0228

0.0036

0.0005

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


0.0000

2.7939

10.6805

1.7504

1.2439

0.9647

5.2044

7.5647

8.5631

9.4857

10.2358

10.6197

10.0496

6.8853

2.1527

0.3427

0.0429

0.0039

0.0003

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

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0.0000


1

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Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

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580-600*

600-650*

650-700*

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0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0000

MASS FRACTION

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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

0.0000

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Vapour Phase Phase Fraction 3.056e-004

COMPONENTS

Hydrogen

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CO

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Ethylene

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Propane

i-Butane

i-Butene

1-Butene

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n-Butane

cis2-Butene

tr2-Butene

i-Pentane

1-Pentene

2M-1-butene

n-Pentane

H2O

36-40*

40-50*

50-60*

60-70*

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170-180*

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0003

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3

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e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION

Vapour Phase (continued) Phase Fraction 3.056e-004

COMPONENTS

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0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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COMPONENTS

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10.2255

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0.0000

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0.5479

LIQUID VOLUME

FRACTION

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0054


1

2

3

4

5

6

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8

9

10

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12

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16

17

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20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

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34

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36

37

38

39

40

41

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44

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46

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49

50

51

52

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55

56

57

58

59

60

61

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63




Bibliot

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e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

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*

40-50*

50-60*

60-70*

70-80*

80-90*

90-100*

100-110*

110-120*

120-130*

130-140*

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180-190*

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0.0000

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

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

0.0000

0.0375

0.1344

0.0207

0.0140

0.0103

0.0529

0.0732

0.0790

0.0836

0.0864

0.0858

0.0778

0.0511

0.0153

0.0023

0.0003

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

642.9833

0.0000

0.0000

0.0000

1413.6882

1896.2595

0.0000

0.0000

0.0000

919.9608

0.0000

0.0000

1220.0406

0.0000

0.0000

645.7053

0.0293

0.0000

2079.7215

7930.0241

1307.6366

934.7332

729.1027

3956.3279

5783.7081

6584.5223

7335.4497

7960.3234

8305.3789

7903.5551

5445.1217

1711.8082

274.0446

34.4686

3.1746

0.2597

0.0226

0.0011

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

MASS FRACTION

0.0000

0.0086

0.0000

0.0000

0.0000

0.0188

0.0252

0.0000

0.0000

0.0000

0.0122

0.0000

0.0000

0.0162

0.0000

0.0000

0.0086

0.0000

0.0000

0.0277

0.1055

0.0174

0.0124

0.0097

0.0526

0.0769

0.0876

0.0976

0.1059

0.1105

0.1051

0.0724

0.0228

0.0036

0.0005

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

1.8077

0.0000

0.0000

0.0000

2.7901

3.3743

0.0000

0.0000

0.0000

1.5774

0.0000

0.0000

1.9569

0.0000

0.0000

1.0254

0.0000

0.0000

2.7939

10.6804

1.7504

1.2439

0.9647

5.2044

7.5647

8.5631

9.4857

10.2358

10.6197

10.0496

6.8853

2.1527

0.3427

0.0429

0.0039

0.0003

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


0.0000

0.0178

0.0000

0.0000

0.0000

0.0274

0.0332

0.0000

0.0000

0.0000

0.0155

0.0000

0.0000

0.0192

0.0000

0.0000

0.0101

0.0000

0.0000

0.0275

0.1051

0.0172

0.0122

0.0095

0.0512

0.0744

0.0842

0.0933

0.1007

0.1045

0.0989

0.0677

0.0212

0.0034

0.0004

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

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

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*

580-600*

600-650*

650-700*

700+*


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

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

0.0000

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 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


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

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

Total 787.5123 1.0000 75182.0975 1.0000 101.6641 1.0000

K VALUE

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

MIXED

---

---

---

---

67.45

---

3.674

---

---

---

0.4424

0.1009

---

---

---

5.427e-002

---

---

1.294e-002

---

---

LIGHT

---

---

---

---

67.45

---

3.674

---

---

---

0.4424

0.1009

---

---

---

5.427e-002

---

---

1.294e-002

---

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




K VALUE

COMPONENTS

n-Pentane

H2O

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*

560-580*

MIXED

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

---

---

---

---

2.525e-019

---

---

---

---

---

---

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

---

---

---

---

2.525e-019

---

---

---

---

---

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




K VALUE

COMPONENTS

580-600*

600-650*

650-700*

700+*

MIXED

---

---

---

---

LIGHT

---

---

---

---

HEAVY

---

---

---

---

UNIT OPERATIONS

FEED TO PRODUCT FROM


LOGICAL CONNECTION

UTILITIES

Petroleum Assay:

Property Table:

Petroleum Assay-Naptha

Property Table-Naptha

PROCESS UTILITY

DYNAMICS


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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 5:

TBP Nafta



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Petroleum Assay: Petroleum Assay-Naptha


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)

-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)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 6:

Data Sheet Kerosene



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Kerosene ProdFluid Package: Petroleum


CONDITIONS


Temperature: (C)

Pressure: (kPa)


Mass Flow (kg/d)




Heat Flow (kJ/h)


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




CO2 Loading

CO2 App ML Con

CO2 App WT Con





Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



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

803.4

63.49

1.000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Kerosene Prod (continued)Fluid Package: Petroleum


PROPERTIES

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index


Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


(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


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

0.0001

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

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

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

0.0000

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


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*


0.0000

0.0007

0.0053

0.0018

0.0027

0.0044

0.0503

0.1548

0.3688

0.8554

1.9387

4.4689

11.5346

31.8564

57.7467

64.0124

59.9178

42.5250

27.5016

19.3965

8.5397

2.3331

0.5011

0.1257

0.0232

0.0041

0.0007

0.0001

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

MOLE FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0002

0.0005

0.0011

0.0026

0.0058

0.0134

0.0345

0.0954

0.1730

0.1917

0.1795

0.1274

0.0824

0.0581

0.0256

0.0070

0.0015

0.0004

0.0001

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

0.0471

0.3996

0.1446

0.2282

0.3953

4.7755

15.5242

39.0582

95.3099

226.9071

549.1150

1487.1333

4307.4743

8185.4975

9508.2308

9322.8017

6928.4335

4690.2945

3461.5530

1593.2733

454.9840

102.1175

26.7729

5.1635

0.9437

0.1640

0.0271

0.0043

0.0006

0.0001

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 FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0001

0.0003

0.0008

0.0019

0.0044

0.0108

0.0292

0.0844

0.1605

0.1864

0.1828

0.1358

0.0920

0.0679

0.0312

0.0089

0.0020

0.0005

0.0001

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

0.0001

0.0005

0.0002

0.0003

0.0005

0.0063

0.0203

0.0508

0.1232

0.2918

0.7021

1.8909

5.4468

10.2936

11.8915

11.5961

8.5712

5.7711

4.2364

1.9388

0.5506

0.1229

0.0321

0.0062

0.0011

0.0002

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

0.0000

0.0001

0.0003

0.0008

0.0019

0.0046

0.0110

0.0298

0.0857

0.1620

0.1871

0.1825

0.1349

0.0908

0.0667

0.0305

0.0087

0.0019

0.0005

0.0001

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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

560-580*

580-600*

600-650*

650-700*

700+*


0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000


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0.0000

0.0000

0.0000


0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Total 333.8707 1.0000 51006.7881 1.0000 63.5457 1.0000


COMPONENTS

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

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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

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40-50*

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60-70*

70-80*

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170-180*

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0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0006

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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

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0019

0.0044

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0.0000

0.0000

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

0.0000

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0.0005

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10.2936

LIQUID VOLUME

FRACTION

0.0000

0.0000

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

0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

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1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

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45

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48

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50

51

52

53

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55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

180-190*

190-200*

200-210*

210-220*

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260-270*

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300-310*

310-320*

320-330*

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350-360*

360-370*

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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+*


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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

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0.0001

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

0.0000

MASS FLOW (kg/h)

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454.9840

102.1175

26.7729

5.1635

0.9437

0.1640

0.0271

0.0043

0.0006

0.0001

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 FRACTION

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0.1828

0.1358

0.0920

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0.0089

0.0020

0.0005

0.0001

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

0.0000

0.0000


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0.1229

0.0321

0.0062

0.0011

0.0002

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


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0.1825

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0.0019

0.0005

0.0001

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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0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Total 333.8707 1.0000 51006.7881 1.0000 63.5457 1.0000

K VALUE

COMPONENTS

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

MIXED

---

---

---

---

0.0000

---

LIGHT

---

---

---

---

0.0000

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

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8

9

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30

31

32

33

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40

41

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49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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*

120-130*

130-140*

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150-160*

160-170*

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180-190*

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210-220*

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340-350*

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MIXED

0.0000

---

---

---

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

LIGHT

0.0000

---

---

---

0.0000

0.0000

---

---

---

0.0000

---

---

0.0000

---

---

0.0000

0.0000

---

0.0000

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0.0000

0.0000

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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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

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---

---

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---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

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14

15

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20

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23

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25

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30

31

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49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




K VALUE

COMPONENTS

370-380*

380-390*

390-400*

400-410*

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540-560*

560-580*

580-600*

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700+*

MIXED

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

LIGHT

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

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

UNIT OPERATIONS



LOGICAL CONNECTION

UTILITIES

Petroleum Assay: Petroleum Assay-Kerosene Prod

PROCESS UTILITY

DYNAMICS


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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 7:

TBP Kerosene



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Petroleum Assay: Petroleum Assay-Kerosene Prod


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)

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

193.5

196.2

199.0

202.2

205.8

209.9

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)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 8:

Data Sheet Diesel



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Diesel ProdFluid Package: Petroleum


CONDITIONS


Temperature: (C)

Pressure: (kPa)


Mass Flow (kg/d)




Heat Flow (kJ/h)


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




CO2 Loading

CO2 App ML Con

CO2 App WT Con





Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



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

---

0.3683

849.8

170.1

1.000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Diesel Prod (continued)Fluid Package: Petroleum


PROPERTIES

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index


Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


(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

0.3692

428.2

0.0000

11.50

9.450e-002

0.2421

662.9

2.731

578.4

2.383

586.3

2.416

1.145

3.266e-002

6.500

170.1

-16.07

0.52

1.014

588.7

2.425

217.1

Liquid Phase

0.3692

---

1.0000

11.50

9.450e-002

0.2421

662.9

2.731

578.4

2.383

586.3

2.416

1.145

3.264e-002

6.500

170.1

---

---

1.014

588.7

2.425

---

COMPOSITION


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

0.0001

0.0002

0.0000

0.0000

0.0000

0.0002

0.0000

0.0000

0.0007

0.0000

0.0000

0.0004

3.5350

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

0.0059

MASS FLOW

(kg/h)

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0002

0.0000

0.0000

0.0000

0.0026

0.0132

0.0000

0.0000

0.0000

0.0096

0.0000

0.0000

0.0487

0.0000

0.0000

0.0322

63.6828

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

0.0001

0.0000

0.0000

0.0001

0.0638

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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0004


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


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*


0.0000

0.0028

0.0160

0.0039

0.0042

0.0049

0.0395

0.0862

0.1461

0.2427

0.3936

0.6212

0.9525

1.4183

2.0560

2.9217

4.1479

5.0027

6.7739

13.7089

24.4012

31.3506

34.7553

47.5222

49.7492

51.1007

51.5932

51.1897

49.8425

44.3241

25.6743

24.8419

21.1381

16.6399

11.5295

12.7344

3.2533

1.2308

0.3964

0.1071

0.0229

0.0037

0.0005

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0001

0.0001

0.0002

0.0004

0.0007

0.0010

0.0016

0.0024

0.0035

0.0049

0.0070

0.0084

0.0114

0.0230

0.0410

0.0526

0.0584

0.0798

0.0835

0.0858

0.0866

0.0860

0.0837

0.0744

0.0431

0.0417

0.0355

0.0279

0.0194

0.0214

0.0055

0.0021

0.0007

0.0002

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

MASS FLOW (kg/h)

0.0000

0.1951

1.1963

0.3126

0.3540

0.4371

3.7484

8.6420

15.4739

27.0484

46.0743

76.3333

122.8046

191.7750

291.4411

433.9866

645.3866

815.0691

1155.2603

2446.5183

4552.6120

6113.6804

7083.2711

10120.2840

11067.9809

11873.1172

12514.5375

12955.8611

13154.2487

12188.1760

7348.5441

7392.1856

6530.0461

5327.5178

3818.0194

4351.5336

1146.4773

451.5739

151.0227

42.2724

9.3366

1.5458

0.1968

0.0130

0.0001

0.0000

0.0000

0.0000

MASS FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0001

0.0001

0.0002

0.0003

0.0005

0.0008

0.0013

0.0020

0.0030

0.0045

0.0056

0.0080

0.0169

0.0315

0.0423

0.0490

0.0700

0.0766

0.0821

0.0866

0.0896

0.0910

0.0843

0.0508

0.0511

0.0452

0.0369

0.0264

0.0301

0.0079

0.0031

0.0010

0.0003

0.0001

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0.0000


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30

31

32

33

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35

36

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39

40

41

42

43

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50

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59

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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0.0000


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0.0000

0.0000

0.0000

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Propane

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i-Butene

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1-Pentene

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n-Pentane

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0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0000

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LIQUID VOLUME

FRACTION

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21

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60

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

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460-480*

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540-560*

560-580*

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700+*


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0.0000

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

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000


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0.0000

0.0000


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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Total 595.4811 1.0000 144539.9006 1.0000 170.1321 1.0000

K VALUE

COMPONENTS

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

MIXED

---

---

---

---

0.0000

---

LIGHT

---

---

---

---

0.0000

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---


1

2

3

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5

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59

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61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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

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40-50*

50-60*

60-70*

70-80*

80-90*

90-100*

100-110*

110-120*

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180-190*

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MIXED

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---

---

---

0.0000

0.0000

---

---

---

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---

---

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---

---

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---

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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

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

LIGHT

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

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

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

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---

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---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

---

---

LIGHT

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

---

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

UNIT OPERATIONS



LOGICAL CONNECTION

UTILITIES

Petroleum Assay: Petroleum Assay-Diesel Prod

PROCESS UTILITY

DYNAMICS



User Variables

NOTES

Description


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 9:

TBP Diesel



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Petroleum Assay: Petroleum Assay-Diesel Prod


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)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 10:

Data Sheet AGO



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: AGO ProdFluid Package: Petroleum


CONDITIONS


Temperature: (C)

Pressure: (kPa)


Mass Flow (kg/d)




Heat Flow (kJ/h)


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




CO2 Loading

CO2 App ML Con

CO2 App WT Con





Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



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

883.9

51.23

1.000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: AGO Prod (continued)Fluid Package: Petroleum


PROPERTIES

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index


Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


(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


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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0004


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


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*


0.0000

0.0000

0.0001

0.0000

0.0000

0.0000

0.0002

0.0003

0.0005

0.0008

0.0013

0.0021

0.0034

0.0053

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

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0.7803

0.2457

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0.0009

0.0000

0.0000

MOLE FRACTION

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0.0000

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0.0000

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2.7978

3.4307

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6.5507

10.7993

18.1078

30.8192

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0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000


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3

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17

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20

21

22

23

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30

31

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33

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40

41

42

43

44

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46

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49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

560-580*

580-600*

600-650*

650-700*

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0.0000

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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

0.0000


0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Total 132.6298 1.0000 45282.1397 1.0000 51.1787 1.0000


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

36-40*

40-50*

50-60*

60-70*

70-80*

80-90*

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100-110*

110-120*

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160-170*

170-180*

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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

0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

1.0452

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0.0000

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0.0000

0.0000

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MOLE FRACTION

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0001

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0001

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0000

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0.0015

0.0018

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MASS FRACTION

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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

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

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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0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0189

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0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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0.0001

0.0001

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0.0014

LIQUID VOLUME

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0.0000

0.0000

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0.0000

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55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

180-190*

190-200*

200-210*

210-220*

220-230*

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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*

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400-410*

410-420*

420-430*

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450-460*

460-480*

480-500*

500-520*

520-540*

540-560*

560-580*

580-600*

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650-700*

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12.1152

8.6311

5.0002

2.2271

0.7803

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0.0000

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0.0000

0.0000

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0.0000

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0.0425

0.0619

0.0862

0.2077

0.1247

0.1189

0.1007

0.0740

0.0441

0.0201

0.0072

0.0023

0.0002

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

Total 132.6298 1.0000 45282.1397 1.0000 51.1787 1.0000

K VALUE

COMPONENTS

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

MIXED

---

---

---

---

0.0000

---

LIGHT

---

---

---

---

0.0000

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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*

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*

MIXED

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

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

LIGHT

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

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

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

LIGHT

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

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

UNIT OPERATIONS



LOGICAL CONNECTION

UTILITIES

Petroleum Assay: Petroleum Assay-AGO Prod

PROCESS UTILITY

DYNAMICS


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


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 11:

TBP AGO



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Petroleum Assay: Petroleum Assay-AGO Prod


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)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 12:

Data Sheet Residual Atmosférico



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Atmos ResidueFluid Package: Petroleum


CONDITIONS


Temperature: (C)

Pressure: (kPa)


Mass Flow (kg/d)




Heat Flow (kJ/h)


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




CO2 Loading

CO2 App ML Con

CO2 App WT Con





Mass Exergy


Cost Based on Flow

Act. Gas Flow

Avg. Liq. Density

Specific Heat

Std. Gas Flow


Act. Liq. Flow

Z Factor

Watson K

User Property


Cp/(Cp - R)

Cp/Cv

Heat of Vap.

Kinematic Viscosity



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

969.6

277.4

1.000


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Material Stream: Atmos Residue (continued)Fluid Package: Petroleum


PROPERTIES

Molar Volume

Mass Heat of Vap.


Surface Tension


Viscosity

Cv (Semi-Ideal)


Cv

Mass Cv

Cv (Ent. Method)


Cp/Cv (Ent. Method)

Reid VP at 37.8 C

True VP at 37.8 C


Viscosity Index


Ideal Gas Cp/Cv

Ideal Gas Cp

Mass Ideal Gas Cp


(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


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

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

0.0064

MASS FLOW

(kg/h)

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0039

0.0000

0.0325

0.0000

0.0000

0.0000

0.1291

0.2745

0.0000

0.0000

0.0000

0.1531

0.0000

0.0000

0.3310

0.0000

0.0000

0.1854

58.7513

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

0.0002

LIQUID VOLUME

FLOW (m3/h)

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0001

0.0000

0.0000

0.0000

0.0003

0.0005

0.0000

0.0000

0.0000

0.0003

0.0000

0.0000

0.0005

0.0000

0.0000

0.0003

0.0589

LIQUID VOLUME

FRACTION

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

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63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


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53

54

55

56

57

58

59

60

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62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

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580-600*

600-650*

650-700*

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21.3560

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MASS FRACTION

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12.7174

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Total 509.2032 1.0000 268938.4589 1.0000 276.7790 1.0000


COMPONENTS

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

Ethane

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H2S

Propene

Propane

i-Butane

i-Butene

1-Butene

13-Butadiene

n-Butane

cis2-Butene

tr2-Butene

i-Pentane

1-Pentene

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n-Pentane

H2O

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160-170*

170-180*

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0.0003

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LIQUID VOLUME

FRACTION

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58

59

60

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62

63




Bibliot

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e Ing

. Quím

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USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




COMPOSITION


COMPONENTS

180-190*

190-200*

200-210*

210-220*

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700+*


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0.3774

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6.1700

7.1896

15.9763

10.0810

11.4229

13.1415

15.3102

17.5780

19.0658

19.3407

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33.8557

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28.2138

26.4071

23.7963

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54.6820

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0.0053

0.0066

0.0081

0.0092

0.0069

0.0088

0.0104

0.0121

0.0141

0.0314

0.0198

0.0224

0.0258

0.0301

0.0345

0.0374

0.0380

0.0732

0.0665

0.0604

0.0554

0.0519

0.0467

0.0419

0.0862

0.0630

0.1074

MASS FLOW (kg/h)

51.4541

61.5684

58.4190

54.1393

67.3474

86.5647

114.4900

155.2931

272.4969

370.3368

495.8520

654.5785

852.2210

1094.2697

1292.9620

1007.4855

1340.1702

1631.3660

1975.4244

2380.8463

5459.3551

3552.6197

4190.8958

5007.0531

6043.3710

7171.7426

8022.1297

8374.1433

16665.6260

15919.7906

15146.2331

14538.5348

14206.1143

13355.9906

12506.5667

27628.3574

22721.1824

54174.9737

MASS FRACTION

0.0002

0.0002

0.0002

0.0002

0.0003

0.0003

0.0004

0.0006

0.0010

0.0014

0.0018

0.0024

0.0032

0.0041

0.0048

0.0037

0.0050

0.0061

0.0073

0.0089

0.0203

0.0132

0.0156

0.0186

0.0225

0.0267

0.0298

0.0311

0.0620

0.0592

0.0563

0.0541

0.0528

0.0497

0.0465

0.1027

0.0845

0.2014


0.0644

0.0766

0.0723

0.0666

0.0824

0.1053

0.1385

0.1869

0.3263

0.4412

0.5879

0.7723

1.0008

1.2791

1.5045

1.1670

1.5454

1.8728

2.2576

2.7086

6.1827

4.0048

4.7022

5.5912

6.7155

7.9297

8.8246

9.1635

18.0366

17.0319

16.0371

15.2365

14.7376

13.7171

12.7174

27.5907

22.1525

49.8646


0.0002

0.0003

0.0003

0.0002

0.0003

0.0004

0.0005

0.0007

0.0012

0.0016

0.0021

0.0028

0.0036

0.0046

0.0054

0.0042

0.0056

0.0068

0.0082

0.0098

0.0223

0.0145

0.0170

0.0202

0.0243

0.0287

0.0319

0.0331

0.0652

0.0615

0.0579

0.0550

0.0532

0.0496

0.0459

0.0997

0.0800

0.1802

Total 509.2032 1.0000 268938.4589 1.0000 276.7790 1.0000

K VALUE

COMPONENTS

Hydrogen

Nitrogen

CO

Oxygen

Methane

Ethylene

MIXED

---

---

---

---

0.0000

---

LIGHT

---

---

---

---

0.0000

---

HEAVY

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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*

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*

MIXED

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

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

LIGHT

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

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

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

37

38

39

40

41

42

43

44

45

46

47

48

49

50

51

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada




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

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

0.0000

LIGHT

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

HEAVY

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

UNIT OPERATIONS



LOGICAL CONNECTION

UTILITIES

( No utilities reference this stream )

PROCESS UTILITY

DYNAMICS



User Variables

NOTES

Description


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32

33

34

35

36

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38

39

40

41

42

43

44

45

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51

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53

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55

56

57

58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

ANEXO 13:

TBP Residual Atmosférico



Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica


USA

Case Name: udp3.hsc

Unit Set: Moncada


Petroleum Assay: Petroleum Assay-Atmos Residue


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)

47.89

295.9

320.9

350.2

370.3

386.9

402.3

416.0

427.0

436.1

444.3

459.5

474.8

490.7

507.4

524.9

543.2

562.1

582.5

604.6

628.8

655.3

685.0

732.5

816.7

844.5

852.5

859.2

868.6

879.3

953.8

ASTMD86 (C)

-67.43

287.0

322.8

377.3

393.3

402.9

410.1

418.9

426.6

433.4

439.7

451.8

464.3

476.9

490.5

505.2

521.1

538.0

557.1

578.9

604.5

645.0

694.3

774.8

889.4

909.3

914.2

916.2

919.1

922.3

945.0

D2887 (C)

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---

---


1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

18

19

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29

30

31

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39

40

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53

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58

59

60

61

62

63




Bibliot

eca d

e Ing

. Quím

ica

destilaciÓn primaria de crudo (udp)” de biblioteca

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