Ingeniera-basica-para-procesar-propileno-en-la-Unidad-de-Proceso-Alquilacion-no-1-de-Cadereyta

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UNIVERSIDAD NACIONAL AUTÓNOMA DE MÉXICO 
 
FACULTAD DE ESTUDIOS SUPERIORES 
ZARAGOZA 
 
INGENIERÍA BÁSICA PARA PROCESAR 
PROPILENO EN LA UNIDAD DE PROCESO 
ALQUILACIÓN No 1 DE CADEREYTA 
 
T E S I S 
 
QUE PARA OBTENER EL TÍTULO DE: 
 
INGENIERO QUÍMICO 
 
P R E S E N T A: 
 
JUAN SILVESTRE ALFREDO 
 
ASESOR DE TESIS: 
 
M. EN I. DANIEL EDMUNDO LIRA PONCE 
 
MÉXICO, D.F. 2014 
 
 
 
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U NIVI:RSIO¡\O NACIONAL 
AU IO '\l O \1 ,\ D l 
.\11 X ICO 
FACULTAD DE ESTUDIOS 
SUPERIORES "ZARAGOZA" 
DIRECCiÓN 
JEFE DE LA UNIDAD DE ADMINISTRACiÓN 
ESCOLAR 
P R E S E N T E. 
Comunico a usted que al alumno(a) Juan Silvestre Alfredo con número de cuenta 409011638 de la carrera 
Ingeniería Química. se le ha fijado el dia ..l1..del mes de noviembre de 2014 a las 10:00 horas para 
presentar su examen profesional. que tendra lugar en la sala de examenes profesionales del Campus 11 de 
esta Facultad. con el siguiente jurado: 
PRESIDENTE I.Q. RAUL RAMÓN MORA HERNÁNDEZ 
VOCAL M. en 1. DANIEL EDMUNDO LIRA PONCE· 
SECRETARIO I.Q. DOMINGA ORTIZ BAUTISTA 
SUPLENTE M. en C. ANA LlLIA MALDONADO ARELLANO 
SUPLENTE M. en 1. CRESENCIANO ECHAVARRIETA ALBITER 
El titulo de la tesis que se presenta es: Ingeniería básica para procesar propileno en la unidad de proceso 
Alquilación No 1 de Cadereyta. 
Opción de Titulación: Tesis profesional 
REClel: 
OFICINA DE EXÁMENES PROFESIONALES 
YOE GRADO 
A T E N T A M E N T E 
"POR MI RAZA HABLARÁ EL EspíRITU" 
~~Md~íilij"de 2014. 
\ttI~M~~Nf{,l1eq .. ~ZA NUÑEZ R _ 
ZARAGOZA 
OlRECCIOH 
Va.Bo. 
RESUMEN 
La alquilación es la reacción de isobutano con olefinas (propilenos, butilenos y 
amilenos) en presencia de HF o H2SO4 que actúa como catalizador, para producir 
gasolina llamado alquilado. La Refinería Ing. Héctor Lara Sosa, cuenta con un 
excedente de producción de propileno de la FCC, lo cual el presente trabajo tiene 
como objetivo general elaborar un paquete de i ngeniería básica para procesar 
propileno excedente de FCC No 1 en la unidad de proceso Alquilación No 1 de 
Cadereyta. 
En esta tesis se presenta una breve explicación de los procesos de alquilación que 
utilizan HF o H2SO4 como catalizador, explicando en forma general su diagrama 
de flujo de proceso y su reactor que utiliza. Se muestra el mecanismo de reacción 
con HF por ser el proceso en la que se hace énfasis. 
Se describió en forma general la unidad de pr oceso Alquilación No 1, con la 
finalidad de utilizar la condiciones de operación de equipos y composición de 
cargas para la simulación de la unidad de proceso alquilación No 1 con una 
corriente nueva de propileno de FCC No 1. 
A partir de los resultados la simulación se elaboró el paquete de ingeniería básica 
la cual se hizo énfasis en la sección de secadoras de carga por ser la sección de 
suministro de propileno, obteniendo un alquilado con un RON de 95 y una presión 
de vapor Reíd de 5.5. Lo cual fue esto lo que permitirá aumentar la producción de 
gasolina alquilado en la refinería Ing. Hector R. Lara Sosa. 
El paquete de ingeniería básica contiene las bases de diseño, descripción del 
proceso, balance de materia, DFP´s, DTI´s, especificaciones de tuberías, 
especificación de válvulas y filosofía básica de operación. 
Se realizaron varias simulaciones lo cual permitió establecer la capacidad mínima 
(300 BSPD), normal (600 BSPD), y m áxima (1500 BSPD), de la corriente de 
propileno. La ingeniería básica se realizó con la capacidad normal (600 BSPD) de 
propileno. 
 
Pág. I 
 
 
 
 
 
DEDICATORIAS 
 
A mi madre quien siempre confió en mí y a mi padre por su 
apoyo incondicional. 
 
A mis hermanos y familiares por su apoyo moral 
 en aquellos momentos difíciles. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
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AGRADECIMIENTOS 
 
A la Facultad de Estudios Superiores Zaragoza por ser el hogar que me albergo 
durante 5 años, durante mi formación profesional. 
 
A los profesores que gracias a su apoyo, enseñanza y conocimientos compartidos 
logre desarrollar mi formación profesional. 
 
A mi asesor el Ing. Daniel Edmundo Lira Ponce por su apoyo y enseñanza 
durante la elaboración del presente trabajo. 
 
Al gerente Ing. Clemente Francisco Domínguez Escamilla y al subgerente Dr. 
Alejandro Lara Márquez por la oportunidad de desarrollar en presente trabajo en la 
gerencia de ingeniería de procesos Pemex refinación. 
 
A todos mis amigos de la facultad por compartir momentos divertidos y difíciles. 
 
 
 
 
 
 
 
 
Pág. III 
ÍNDICE 
RESUMEN ............................................................................................................ I 
DEDICATORIAS .................................................................................................. II 
AGRADECIMIENTOS ......................................................................................... III 
TABLA DE CONTENIDOS .................................................................................... IV 
INTRODUCCIÓN ................................................................................................. 1 
Importancia del Proceso de Alquilación ...................................................................................... 1 
Planteamiento del Problema ...................................................................................................... 3 
Objetivo General ......................................................................................................................... 3 
Objetivos Particulares ................................................................................................................. 4 
CAPÍTULO 1 ........................................................................................................... 5 
FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN ...................................................................... 5 
1.1 Proceso de Alquilación con Catalizador Líquido ................................................................... 6 
1.2 Comparación de Procesos de Alquilación con Catalizador Líquido .................................... 18 
1.3 Mecanismo de Reacción de Alquilación con Ácido Fluorhídrico como Catalizador ........... 22 
1.4 Proceso de alquilación con Catalizadores Sólidos .............................................................. 27 
1.5 Comparación entre los Procesos de Alquilación con Catalizador Líquido y Sólido ............ 29 
CAPÍTULO 2 ......................................................................................................... 30 
PROCESO DE LA PLANTA DE ALQUILACIÓN No 1 DE LA REFINERÍA DE 
CADEREYTA ..................................................................................................... 30 
2.1 Descripción del Proceso de Alquilación .............................................................................. 31 
2.2 Variables de Proceso a Controlar ........................................................................................ 50 
2.3 Balance General del Proceso de Alquilación No 1 de Cadereyta...................................... 52 
2.4 Descripción de Cargas y Productos de la Planta de Alquilación .......................................... 53 
CAPÍTULO 3 ......................................................................................................... 57 
SIMULACIÓN DE PROCESO ........................................................................... 57 
3.1 Descripción del Proceso ...................................................................................................... 58 
3.2 Consideraciones para la Simulación ................................................................................... 59 
3.3 Selección de Paquete de Modelado y Componentes.......................................................... 60 
3.4 Análisis de la Simulación ..................................................................................................... 61 
3.5 Simulaciones de la Unidad de Proceso Alquilación No 1 de Cadereyta ............................. 66 
 
Pág. IV 
CAPÍTULO 4 ......................................................................................................... 69 
INGENIERÍA BÁSICA ........................................................................................ 69 
4.1 Bases de Diseño ................................................................................................................... 70 
4.2 Descripción de Proceso ...................................................................................................... 83 
4.3 Criterios de Diseño ............................................................................................................. 84 
4.4 Lista de Equipos .................................................................................................................. 85 
4.5 Balance de Materia ............................................................................................................ 86 
4.6 Información Complementaria para Diseño de Tuberías e Instrumentos ........................... 88 
4.7 Requerimientos de Servicios Auxiliares, Agentes Químicos y Catalizadores ...................... 89 
4.8 Diagrama de Flujo de Proceso ............................................................................................ 90 
4.9 Diagrama de Balance de Servicios Auxiliares ..................................................................... 92 
4.10 Hoja de Datos de Equipo de Proceso ................................................................................ 94 
4.11 Diagrama de Tuberías e Instrumentación de Proceso ................................................... 110 
4.12 Diagrama de Tuberías e Instrumentación de Servicios Auxiliares ................................. 112 
4.13 Diagrama de Tubería e Instrumentación de Desfogue .................................................. 115 
4.14 Plano de Localización General de Equipo (Plot Plan) ..................................................... 117 
4.15 Plano de Notas Generales, Leyendas y Símbolos ........................................................... 119 
4.16 Lista de Líneas ................................................................................................................ 121 
4.17 Índice de Servicios (Especificación de Tuberías) .......................................................... 123 
4.18 Especificación de Válvulas de Seguridad y Relevo ........................................................ 126 
4.19 Filosofías Básicas de Operación ..................................................................................... 128 
CONCLUSIONES ............................................................................................... 129 
BIBLIOGRAFÍAS ............................................................................................. 130 
ANEXOS ............................................................................................................. 133 
SIMBOLOGÍA ............................................................................................................................ 133 
FIGURAS................................................................................................................................... 135 
TABLAS..................................................................................................................................... 137 
 
 
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 INTRODUCCIÓN 
 
INTRODUCCIÓN 
 Importancia del Proceso de Alquilación 
La tecnología de alquilación se desarrolló en la década de 1930 [Stratco. 2012] 
como un esfuerzo de varias empresas estadounidenses (Universal Oíl Petroleum 
(UOP), Stratco y P hillip’s Petroleum Company) dedicadas a la investigación de 
nuevas tecnologías. La alquilación es la reacción de isobutano con olefinas 
(propilenos, butilenos y amilenos) en presencia de ácido fluorhídrico (HF) o ácido 
sulfúrico (H2SO4) que actúan como catalizador, para producir gasolina llamado 
alquilado. La alquilación es único en comparación con los otros procesos, en los 
que la alquilación utiliza un c atalizador ácido líquido en l ugar de un c atalizador 
sólido, aunque existen investigaciones para desarrollar un catalizador ácido sólido 
para la alquilación [Akpabio, E. J. and Neeka, J.B. 2013]. 
Durante la Segunda Guerra Mundial l a alquilación experimentó un c recimiento, 
como resultado de l a demanda de combustible de avión de al to octano. A 
mediados de la década de 1950 el interés de las refinerías en la alquilación se 
desplazó de la producción de combustible de aviación a la utilización de alquilado 
como componente de mezcla en c ombustibles para motores de automóviles 
[Meyers, R. A. 2003]. 
Por su alto octanaje, baja PVR (Presión de Vapor Reíd), sin aromáticos ni azufre 
resulta un c omponente excelente para mezcla en el pool (Mezcla de di ferentes 
gasolinas) de gasolina. Su aplicación en México es la base para la producción de 
gasolina Premium. La estructura ramificada de alquilado es responsable de su 
clasificación de alto octanaje. El alquilado permite además usar relaciones altas de 
compresión en los motores de combustión interna, con lo cual se incrementa el 
rendimiento de kilometraje/litro de g asolina. Su producción se mantuvo estable 
durante los años de 1950 y 1960 debi do a la comparativa de costo de otros 
componentes de mezcla [Meyers, R. A. 2003]. 
 
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 INTRODUCCIÓN 
 
A partir de los años 30’s, se inicia en el mundo el uso de compuestos 
antidetonantes a base de plomo (Pb) y manganeso (Mn) en las gasolinas, su 
objetivo era dar cumplimiento al requerimiento de la industria automotriz de un 
mayor octanaje en las gasolinas, derivado del incremento en la relación de 
compresión de motores a gasolina de esa época [Veloz, Agustín. 1996]. 
La eliminación gradual del plomo en la gasolina se inició en 1974, cuando la 
Agencia de Protección Ambiental de EE.UU. (EPA) introdujo normas que exigen el 
uso de gasolina sin plomo en los vehículos. El objetivo principal de la EPA en la 
promulgación de estas normas es reducir al mínimo los efectos causados en el 
medio ambiente y en l a salud, al utilizar gasolinas con plomo [Schwartz, J.; 
Pitcher, H.; Levin, R.; Ostro, B., et al.1985]. 
 
El programa de eliminación gradual de plomo de la agencia de Protección 
ambiental de l os Estados Unidos de América, en l os años de 1970 y 1980 
aumentó aún más la demanda de alquilado como componente de mezcla para 
combustible de motor [Meyers, R. A. 2003]. 
 
En México las autoridades ambientales iniciaron a partir de 1986 el proceso de 
reducción de plomo en la gasolina, acciones que después de aproximadamente 11 
años concluyeron con la eliminación de la comercialización de la gasolina con 
plomo en diciembre de 1997 [Rosas, J.A. y Rodríguez, N. 1998]. Petróleos 
Mexicanos y actualmente Pemex Refinación, desde 1986 a la fechahan 
participado activa y de manera permanente con las Autoridades Ambientales 
Locales y Federales (CAM, SEMARNAP E INE), en las actividades relacionadas 
con el mejoramiento de la calidad de los combustibles [Rosas, J.A. y Rodríguez, 
N. 1997]. 
El sistema Pemex Refinación cuenta con 4 planta de proceso de Alquilación con 
ácido fluorhídrico (HF) como catalizador, las cuales están licenciadas por Phillip’s 
Petroleum Company y 4 plantas de proceso de Alquilación Licenciadas por UOP, 
en las refinerías de “Miguel Hidalgo”, “Ing. Antonio Dovalí Jaime”, “Ing. Antonio M. 
 
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 INTRODUCCIÓN 
 
Amor”, "Francisco I. Madero", "Gral. Lázaro Cárdenas" e “Ing. Héctor R. Lara 
Sosa” en la República Mexicana. Las unidades de Alquilación se dividen en 7 
secciones: Tratamiento de Carga, Secadoras de Carga, Reacción de Alquilación, 
Regeneración de HF, Fraccionamiento y Agotamiento de HF, Tratamiento de 
Subproductos y Neutralización de Desfogues Ácidos. 
 
Planteamiento del Problema 
 
La Refinería Ing. Héctor R. Lara Sosa, localizada en l a ciudad de C adereyta 
Jiménez, N.L., cuenta con un excedente de producción de propileno proveniente 
de FCC No 1 (Craqueo catalítico de fluido) que no puede ser vendido como 
producto terminado ya que no s e cuenta con infraestructura ni clientes para la 
producción total de la refinería, el propileno excedente se están evaporando y 
degradando a gas combustible. Por tal motivo se realizará la ingeniería básica 
para procesar el excedente de pr opileno en la unidad de alquilación No 1 y 
obtener mejores márgenes de operación. 
 
 
Objetivo General 
 
Elaborar un paquete de ingeniería básica para procesar propileno en l a Unidad 
Alquilación No 1 de Cadereyta. Para producir Alquilado como producto principal 
con un RON (Número de Octano de Investigación) mínimo de 95.0, una PVR de 
6.0 psia máximo y Propano como producto secundario. Y con esto disminuir el 
propileno que se evapora a gas combustible e i ncrementar las producciones de 
gasolina Alquilado, Magna UBA (Ultra Bajo Azufre) y Premium. 
 
 
 
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 INTRODUCCIÓN 
 
 
Objetivos Particulares 
 
1. A partir de las bases de usuario generar las bases de diseño para procesar 
propileno excedente de FCC No 1 en la unidad de proceso Alquilación No 1 
de Cadereyta. 
 
2. Modelar el proceso de alquilación No 1, a condiciones de diseño con el 
simulador Petro-SIM en diferentes casos: 
-Caso 1 a capacidad normal, producir 6112 BSPD de alquilado y validar la 
simulación 
-Caso 2 a capacidad mínima, producir 3056 BSPD de alquilado y validar la 
simulación 
-Caso 3 Ajuste del año 2000, producir 5,935 BSPD de alquilado 
-Caso 4 a condiciones reales, procesando una alimentación total de carga 
de 51,386 BSPD 
 
3. Modelar el proceso de alquilación No 1, con la corriente de propileno a 
condiciones de diseño, con el simulador Petro-SIM en diferentes casos: 
-Caso 1 a 300 BSPD de carga de propileno 
-Caso 2 a 600 BSPD de carga de propileno 
- Caso 3 a 900 BSPD de carga de propileno 
-Caso 4 a 1200 BSPD de carga de propileno 
-Caso 5 a 1500 BSPD de carga de propileno 
 
4. Elaborar un paquete de ingeniería básica para procesar propileno 
excedente de FCC No 1 en la unidad de proceso Alquilación No 1 de 
Cadereyta. 
 
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CAPÍTULO 1 
FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
1.1 Proceso de Alquilación con Catalizador Líquido 
Ipatieff y Grosse reportaron en 1935 la primera alquilación con hexano y eteno, 
utilizando como catalizador cloruro de aluminio promovido por ácido clorhídrico. La 
primera planta sobre la base de este proceso fue puesto en producción en 1938 
[McKetta, J. 1993]. Al mismo tiempo se descubrió la alquilación de isoparafinas 
con olefinas, a condiciones de temperatura ambiente, en presencia de H 2SO4 
concentrado. Más tarde se construyeron plantas utilizando como catalizador HF, 
que son más flexibles en c uanto a l as olefinas de alimentación. Las primeras 
unidades de proceso con HF fueron construidas por Phillips como unidades de 
emergencia en tiempos de guerra. Posteriormente se llevaron a cabo numerosos 
experimentos, probando diferentes catalizadores (Los ácidos probados 
inicialmente eran AlCl3/ HCl y BF3/HF), aunque los factores económicos han 
llevado al H2SO4 y HF como los principales catalizadores de l a alquilación de 
isobutano y olefinas (propilenos, butilenos y amilenos), puesto que catalizan 
menos reacciones secundarias. 
La alquilación con H2SO4 y HF como catalizadores, en los años 40`s desarrollaron 
procesos comerciales en la industria de refinación del petróleo, debido a la gran 
demanda combustible de aviación durante la Segunda Guerra Mundial, lo cual 
motivo a la construcción de más unidades de alquilación. 
En la década de 1950, aproximadamente el 75 % del alquilado fue producido por 
el proceso de H2SO4. Alrededor de 1980 la importancia del proceso de HF fue 
creciendo hasta alrededor del 50 % de producción del alquilado. Los procesos de 
alquilación con H2SO4 fueron diseñados por Stratco (que fue comprada por la 
DuPont Co) [Stratco. 2012], Exxon -Mobil, y MW Kellogg Co. Los procesos de 
alquilación con HF fueron diseñados por Phillips Petroleum (ahora Conoco - 
Phillips) y UOP [Simpson. M, B. and Kester. M. 2010]. 
 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
En la Figura 1 se muestra la tendencia de producción de alquilado a nivel mundial 
utilizando como catalizador H2SO4 y HF, en los primeros años de producción de 
alquilado fue mayor con H2SO4, debido a que fue el primero en ser desarrollado, 
actualmente los procesos con H2SO4 y HF mantienen un 50 % de la producción 
de alquilado a nivel mundial. 
 
Figura 1 Capacidad de Alquilación en el Mundo [Xu Chunming] 
Las propiedades que se tomaron en cuenta , para la elección del H2SO4 y HF 
como catalizador en los procesos de alquilación, es la fuerza del ácido por la 
facilidad de producir iones carbonio de moléculas a través de la transferencia de 
protones olefínicos y la solubilidad de isobutano en el ácido. 
La tabla 1 muestra algunas de las propiedades del H2SO4 y del HF como 
catalizadores en el proceso de alquilación. El H2SO4 tiene una mayor acidez que 
el HF indicado por la función de acidez Hammett y ambos reducen su acidez por 
el agua, esto se puede observar en la Figura 1. La solubilidad del isobutano en 
ácido, es más alta en el HF que en el H2SO4 [McKetta, J. 1993]. 
 
 
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 FACULTAD DE ESTUDIOS SUPERIORES ZARAGOZA, UNAM 
CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
Tabla 1 Propiedades del HF y H2SO4 como Catalizador [McKetta, J. 1993]. 
 
El HF tiene un punto de ebullición bajo, lo que permite que el ácido gastado pueda 
ser regenerado por destilación simple. El punto de fusión más alto del H2SO4 
establece un límite más bajo de la temperatura de reacción. La alta viscosidad, 
tensión superficial, y densidad a lo largo, con baja solubilidad del isobutano 
requiere mucho más mezclado intensivo de la mezcla de hidrocarburos / ácido con 
H2SO4 que con HF [McKetta, J. 1993]. 
 
Propiedades HF H2SO4 
Peso molecular 20.01 98.08 
Punto de ebullición (°C) 19.4 290 
Punto de fusión (°C) -82.8 10 
Ácido al 98% - 3 
Gravedad especifica 0.99 1.84 
Viscosidad(cP) 0.256 (0°C) 33 (15°C) 
Tensión superficial (dinas/cm) 8.1 (27°C) 55 (20°C) 
Calor especifico(Btu/lb°F)0.83 (-1°C) 0.33 (20°C) 
Acidez Hammett(-H°) a 25°C 10 11.1 
Ácido al 98% a 25°C 8.9 9.4 
Constante dieléctrica 84 (0°C) 114 (20°C) 
Solubilidad del líquido (%peso) 
iC4H10 en ácido al 100% a 27°C 2,7 - 
iC4H10 en ácido al 99.5% a 13°C - 0,1 
HF en iC4H10 a 27°C 0.44 - 
HF en iC4H8 a 27°C 0.9 - 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Figura 2 Función de Acidez Hammett, H°, del HF y H2SO4 en Agua a 25 ˚C [McKetta, J. 1993]. 
 
Proceso de Alquilación con Ácido Sulfúrico 
La alquilación con H2SO4 fue el primero en ser desarrollado, durante la década de 
1930 a i nicios de la Segunda Guerra Mundial. Esencialmente, los procesos con 
H2SO4 consisten en una sección de reacción en donde se forma una emulsión de 
hidrocarburos / ácido, una sección de sedimentación que separa y recicla el ácido 
y una sección de fraccionamiento de productos, donde el exceso de isobutano se 
recicla al reactor. 
 Actualmente hay dos grandes procesos de alquilación utilizando H2SO4 como 
catalizador: Stratco efluentes de refrigeración de alquilación y el proceso de auto 
refrigeración en cascada ExxonMobil; cada uno utiliza diferentes enfoques para el 
diseño de la reacción y las secciones de refrigeración. 
El Reactor Contactor Stratco como se muestra en la Figura 3, es un recipiente a 
presión horizontal que contiene un tubo de circulación interior, un haz de t ubos 
para eliminar el calor de reacción y un i mpulsor de mezcla. La alimentación de 
hidrocarburos y ácido entran por el lado de succión del impulsor en el interior del 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
tubo de circulación. Como las alimentaciones pasan a t ravés del impulsor, se 
forma una emulsión de hidrocarburos/ácido. 
La mezcla intensa en el reactor también proporciona una distribución uniforme de 
los hidrocarburos en la emulsión de ácido. 
 
Figura 3 Reactor Contactor Stratco [Meyers, R. A. 2003 y Giavarini. C. 2006] 
En la figura 4 se muestra el proceso simplificado de H2SO4 Stratco, la 
alimentación de olefina se mezcla con el isobutano de reciclo y se enfría en los 
intercambiadores de alimentación / efluente; se elimina el agua en el recipiente 
coalescedor antes de entrar al reactor. Una porción de la emulsión en el reactor 
Contactor se retira del lado de la descarga del impulsor y se envía al tanque de 
ácido que separa la fase de hidrocarburo reaccionado de la emulsión de ácido. El 
ácido asentado se devuelve al lado de la succión del impulsor. El ácido se purga 
de la unidad, y ácido fresco se introduce de modo que la fuerza del ácido no 
disminuya. La fase de hidrocarburo, que contiene el producto alquilado y el 
isobutano, se envía al haz de tubos del reactor mediante la reducción de la presión 
a través de una válvula de control de presión de retorno. A esta presión, los 
componentes más ligeros de la corriente de efluente se vaporizan. La corriente del 
haz de tubos se envía a la trampa de succión para separar el vapor y fase líquida. 
El isobutano líquido separado en la trampa se recicla directamente al reactor, 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
mientras que el líquido que contiene al alquilado es enviado a un lavado cáustico 
para la eliminación de sulfatos, que posteriormente se transfiere a la sección de 
fraccionamiento donde el n-butano se separa por la parte del domo y por la parte 
del fondo el alquilado. La fase vapor que sale de la trampa s e comprime, se 
enfría y se condensa para enviarse a la columna Depropanizadora. El propano se 
separa en la columna Depropanizadora, cuyos fondos se reciclan a la trampa de 
succión. 
 
Figura 4 Esquema Simplificado del Proceso de H2SO4 Stratco [Giavarini. C. 2006]. 
El proceso en cascada de ExxonMobil utiliza la auto refrigeración, es un sistema 
para eliminar el calor de reacción y para mantener la temperatura de reacción baja 
(4-5°C) necesaria para la alquilación. 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
El reactor como se muestra en la Figura 5, es un recipiente horizontal que 
contiene un número de compartimientos con mezcladores en cada etapa para 
emulsionar la mezcla de hidrocarburo / ácido. La reacción se lleva a cabo a baja 
presión y el calor de reacción se elimina por una corriente de isobutano alimentada 
directamente en un extremo del reactor. El ácido se alimenta en el mismo extremo 
y se mueve junto con el isobutano por desbordamiento de un compartimento a 
otro. La alimentación de olefina se divide agregándose en cada compartimiento 
del reactor. 
 
Figura 5 Reactor del Proceso de Auto Refrigeración en Cascada ExxonMobil [Chitnis. G.K.; 
McGihon .R.D.; Prasad. A.; Dean .C. M. 2009] 
 
Para el caso del proceso ExxonMobil, la alimentación de olefina se mezcla con 
reciclo de i sobutano de l a Desisobutanizadora como se muestra en l a figura 6, 
posteriormente se enfría y se alimenta al reactor. El agua que trae la mezcla 
(olefina/isobutano) se condensada en el tanque coalescedor antes de e ntrar al 
reactor ya que el agua disminuye la acidez del ácido. Los vapores que salen del 
reactor se dirigen a la sección de refrigeración donde se comprimen, condensan y 
se envían al economizador. Una parte del refrigerante (isobutano) de la sección de 
refrigeración s e despropaniza, per o antes pasa por un tratador cáustico. El 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
propano se separa por la parte del domo, mientras que por el fondo se obtiene el 
isobutano que se devuelve al proceso. 
El producto líquido del reactor se envía a un decantador, desde donde el ácido se 
recicla al reactor. La porción de hidrocarburos (que contiene alquilado, el exceso 
de isobutano y n -butano) antes de entrar a la columna Desisobutanizadora pasa 
por un tratador cáustico para eliminar cualquier componente de ácido. Por la parte 
del domo sale una corriente rica en isobutano, que se recicla al reactor, mientras 
que la corriente que sale por el fondo se envía a la columna Debutanizadora para 
la separación del producto alquilado del butano. 
 
Figura 6 Esquema simplificado del proceso de ExxonMobil [Giavarini. C. 2006]. 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
Proceso de Alquilación con Ácido Fluorhídrico 
Las unidades de alquilación con HF no tienen dispositivos mecánicos de agitación. 
Debido a la baja viscosidad del HF y mejor solubilidad de isobutano en el ácido 
permiten utilizar reactores simples. Los dos principales licenciadores de 
tecnologías de alquilación con HF son Phillips Petroleum y UOP. El diseño Phillips 
utiliza la gravedad para hacer circular el HF mientras que el diseño de UOP utiliza 
una bomba para la circulación. 
El proceso que utiliza la gravedad para hacer circular el HF, se caracteriza por un 
simple reactor, como se puede observar en l a Figura 7. Esencialmente, se 
componede un enfriador de ácido, un reactor Riser y un asentador. La circulación 
de ácido es por diferencial de gravedad. El tiempo de residencia en el reactor 
Riser es en el orden de la mitad de un minuto. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Figura 7 Reactor Riser Phillips [Gary, J.H; Handwerk, G.E. 1980]
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
El isobutano y las olefinas se mezclan y se secan como se muestra en la figura 8. 
Esta mezcla (isobutano/olefinas) entra al reactor para mezclarse con el HF a una 
presión suficiente para mantener todos los componentes en la fase líquida. La 
mezcla de reacción se deja sedimentar en dos fases líquidas. El ácido se retira de 
la parte inferior del asentador por g ravedad y pasa a través de un enfriador 
para eliminar el calor de r eacción, se recicla y se mezcla con una nueva 
alimentación de i sobutano/olefina. Una parte del ác ido se retira del as entador 
para regeneración. La fase de hidrocarburo retirado de la parte superior del 
asentador es una mezcla de propano, isobutano, n- butano, alquilado y pequeñas 
cantidades de HF. Estos componentes se separan por fraccionamiento donde el 
isobutano es reciclado al reactor. El propano y n-butano son enviados a tratadores 
cáusticos para eliminar trazas de HF. 
 
Figura 8 Esquema Simplificado del Proceso de Ácido Fluorhídrico Phillips 
[Giavarini. C. 2006]
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
El proceso de alquilación de HF que utiliza un s istema de bombeo para 
proporciona la presión de entrada en las boquillas del reactor, permitiendo que la 
fase de hidrocarburo se disperse en la fase continua de ácido se muestra en la 
figura 9. 
 
Figura 9 Esquema Simplificado del Proceso de Ácido Fluorhídrico UOP [Meyers, R. A. 2003] 
 
Las olefinas y el isobutano se alimentan a diferentes alturas en el reactor para 
conseguir una buena dispersión y mezcla, mientras que el ácido se introduce en la 
parte inferior del reactor. Dado que las reacciones de alquilación son exotérmicas, 
un intercambiador de calor refrigerado por agua en el reactor se usa para 
mantener la mezcla de reacción a la temperatura deseada. El efluente del reactor 
fluye hacia el decantador donde se separan las fases de HF y de hidrocarburos, el 
ácido separado se recicla al reactor. La fase de hidrocarburos se envía a l a 
columna fraccionadora principal. 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
El alquilado y n –butano, se recupera una parte por el fondo de la columna 
fraccionadora y otra parte como una corriente lateral. El isobutano también se 
obtiene como un corte lateral y se recicla al reactor. La carga que sale por el domo 
de la columna, que consiste principalmente de isobutano, propano y ácido, se 
envían a un separador de ácido HF. El ácido acumulado en la bota del separado 
se recicla al reactor. La corriente que sale del separador una parte se envía como 
reciclo a la columna fraccionadora y la otra parte se envía a un agotador de HF, 
por la parte del domo se obtiene HF de alta pureza, y por la parte del fondo se 
obtiene propano. Todas las corrientes de salida y fondos de regeneración de ácida 
son tratados con KOH o alúmina. 
Algunas de las propiedades del producto alquilado del proceso de alquilación con 
HF se muestran en la tabla 2. 
Tabla 2 Propiedades del Alquilado con HF [Gary, J.H; Handwerk, G.E. 1980]. 
Propiedad Alimentación 
Propileno-Butileno 
Alimentación 
Butileno 
Densidad especifica 0.693 0.697 
Destilación Temperatura , °C (°F): 
IBP 41 (105) 41 (105) 
10% 71 (160) 76 (169) 
30% 93 (200) 100 (212) 
50% 99 (210) 104 (220) 
70% 104 (219) 107 (225) 
90% 122 (250) 125 (255) 
EP 192 (378) 196 (385) 
Octano 
RON 93.3 95.5 
MON 91.7 93.5 
 
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1.2 Comparación de Procesos de Alquilación con Catalizador Líquido 
 La comparación directa de los dos catalizadores ácidos líquidos no es sencilla, ya 
que cada ácido tiene ventajas y desventajas. Por ejemplo, una de las diferencias 
se aprecia en el octanaje del alquilado como se puede observar en la tabla 3. 
 
Tabla 3 Octanaje del Producto Alquilado [Peterson .J. R. 1996] 
 
 
 
 
 
 
La alquilación de propileno en una unidad de H F es ventajoso debido a una 
reacción de transferencia de hidrogeno. 
 
 
La calidad del alquilado obtenido a par tir de propileno es relativamente buena, 
pero aumenta el consumo de isobutano y se obtiene propano como producto 
secundario. Alquilado de menor calidad se produce con H2SO4 como catalizador, 
sin embargo no se produce propano y el consumo de isobutano es menor. 
La composición y calidad de alquilado producidos a partir de 1-buteno y 2-buteno 
son muy similares para el H2SO4 pero no para el alquilado con HF. Cuando se 
 H2SO4 HF 
 RON MON RON MON 
Propileno 89-92 88-90 91-93 89-91 
1-Buteno 97-98 93-94 90-91 88-89 
2-Buteno 97-98 93-94 96-97 92-93 
Isobuteno 90-91 88-89 94-95 91-92 
Amilenos 90-92 88-90 90-92 88-89 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
alquila 1-buteno, el alquilado con HF contiene una menor cantidad de TMP (Tri-
Metil Pentano) y una mayor cantidad de DMH (Di-Metil Hexano). Por lo contrario, 
alquilado producido a partir de 2-buteno es similar, tanto para el proceso de H2SO4 
como para HF. Alquilado con HF tiene una mayor concentración de 2, 2,4 - TMP 
(100,0 RON) pero una menor concentración de otros isómeros del TMP. El 2, 3,3 - 
y 2, 3,4 -TMP ' s (109,6 y 106,1 RON, respectivamente) son más predominantes 
en el alquilado con H2SO4, lo que representa la ventaja de octanaje. 
La alquilación de HF con isobuteno, se obtiene un producto que tiene una mayor 
concentración de TMP una ventaja sobre el alquilado con H2SO4 [Peterson .J. R. 
1996]. 
Las condiciones de reacción óptimas para amilenos son similares a los butilenos, 
pero debido a que el consumo de ácido es mayor, aumentan la producción de de 
ASAS y esto afectan al octano del alquilado [Ken Kranz. 2008]. 
 
Tabla 4 Condiciones de Operación de Alquilación con H2SO4 y HF [Akpabio, E. J. and Neeka, 
J.B. 2013] 
 
 
 
 
 
 
 
La alquilación con H2SO4 y HF son procesos de baja temperatura. La tabla 4 
muestra las condiciones de alquilación para estos procesos. En ambos procesos, 
el volumen de ácido utilizado es aproximadamente igual a la de la carga de 
 H2SO4 HF 
Temperatura °C 2-16 16-52 
Relación Isobutano/olefina de 
alimentación 
3-12 3-12 
Tiempo de contacto de olefinas, 
v/hr/v 
0.1-0.6 
Tiempo de contacto de olefinas 20-30 8-20 
Acidez del catalizador, wt % 88-95 80-95 
Acido en la emulsión, wt % 25-80 40-60 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
olefinas, las variables más importantes en ambos procesos son la temperatura de 
reacción, la fuerza del ácido, la concentración de isobutano, y la velocidad 
espacial de la olefina. 
La temperatura de reacción tiene mayor efecto en los procesos con H2SO4que en 
los procesos con HF. Las bajas temperaturas proporcionan alta calidad con 
H2SO4. A temperaturas por encima de 21ºC, empieza a s er significativa la 
polimerización de olefinas, y el rendimiento disminuye. Por estas razones la 
temperatura normal del reactor de H2SO4 es de 4.5 a 10ºC, con un m áximo de 
21ºC y un mínimo de -1ºC.En la alquilación con HF, aumentando la temperatura 
del reactor de 15 a 51ºC se degrada la calidad del alquilado. Para la alquilación 
con HF, la temperatura tiene menos importancia y las temperaturas del reactor 
están normalmente en el intervalo de 21 a 38°C. 
 
La fuerza del ácido tiene efectos variables sobre la calidad del alquilado, 
dependiendo de la eficacia del mezclado del reactor, y del contenido en agua del 
ácido. En la alquilación con H2SO4 se obtiene mejores calidades y los más altos 
rendimientos con concentraciones de ácido del 93 al 95% en peso de ácido, 1 a 2 
% de agua y el resto hidrocarburos diluyentes. En la alquilación con HF se 
consiguen los mayores números de octano en una gama de concentraciones del 
ácido del 86 al 90% en peso. 
La concentración de isobutano se expresa generalmente por la razón 
isobutano/olefina. Altas razones isobutano/olefina aumentan el número de octano, 
el rendimiento, reducen las reacciones laterales y el consumo de ácido. 
 
La velocidad espacial de la olefina se define como el volumen de olefina 
introducido por hora dividido por el volumen de ácido del reactor. Disminuyendo la 
velocidad espacial de olefina se reduce la producción de Hidrocarburos de elevado 
punto de ebullición, se aumenta el número de octano y se disminuye el consumo 
de ácido. 
 
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La CUP (China University of Petroleum) desarrollo un catalizar líquido iónico para 
el proceso de alquilación, algunas de sus características son las siguientes: 
 
 La densidad de líquidos iónicos está entre el H2SO4 concentrado y HF, su 
viscosidad es similar al H2SO4 concentrado. 
 La solubilidad de isobutano en líquido iónico es mayor que en ácido H2SO4 
y HF. Es posible realizar la difusión óptima de isobutano en líquido iónico 
utilizando reactor simple. 
 Es fácil separar el líquido iónico del alquilado en el sedimentador. 
 La velocidad de corrosión del líquido iónico al acero al carbono es muy 
bajo. Los equipos pueden estar hechos de acero al carbono. 
En la figura 10 se muestra un esquema en planta piloto del proceso de alquilación 
con catalizador líquido iónico. 
 
Figura 10 Esquema del Proceso del Alquilación con Líquidos Iónicos [Xu Chunming]
 
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1.3 Mecanismo de Reacción de Alquilación con Ácido Fluorhídrico como 
Catalizador [Akpabio, E. J. and Neeka, J.B. 2013 y Meyers, R. A. 2003] 
La alquilación de isobutano con olefinas (propilenos, butilenos y amilenos) en 
presencia de HF implica una s erie de varias r eacciones que proceden por un 
mecanismo vía ion carbonio. Un número de otras reacciones secundarias puede 
estar involucrado en el proceso, las más comunes son la polimerización y el 
agrietamiento. La polimerización de olefinas da lugar a la producción de bajo 
octanaje y componentes de alto punto de ebullición que son indeseables. Esta 
reacción se reduce al mínimo mediante el uso de altas proporciones de isobutano / 
olefina y la elección de condiciones de reacción adecuadas. Los productos de 
polimerización más pesados se conocen como aceites solubles en ácido (ASAS). 
Los diferentes pasos y las reacciones que se llevan a cabo en el mecanismo de 
reacción de alquilación con HF son los siguientes: 
 Iniciación 
 Propagación 
 Isomerización 
 Oligomerización 
 Rompimiento –Desintegración 
 Transferencia de hidrógeno 
Iniciación 
 
Los pasos de la Iniciación, generan cationes butil terciarios, que 
subsecuentemente se propagan en la reacción de alquilación. 
 
(1) 
 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
 
(2) 
 
(3) 
 
 
(4) 
 
 
Propagación 
 
La propagación involucra a las reacciones de los cationes butil terciarios con las 
olefinas, para crear un ion carbonio largo, el cual reacciona con el iC4 y forma 
DMH y TMP. Los hidruros por abstracción, generan isoparafinas plus y nuevos 
cationes butil terciarios, los cuales se arrastran en una reacción en cadena. 
 
(5) 
 
 
 
(6) 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
 
(7) 
 
Isomerización 
 
La reacción (8) es muy importante para la producción de un alquilado con buena 
calidad en el número de octano, ya que la isomerización del 1-buteno a 2-buteno 
se favorece por el equilibrio termodinámico, se reduce la producción de los DMH 
(RON de 55 a 76), y se incrementa la producción de TMP (RON 95 mín.). 
 
(8) 
 
(9) 
 
 
(10) 
 
 
 
 
 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
La reacción (9 y 10), son ejemplo de los múltiples pasos posibles, involucrados en 
la isomerización de iones carbonio largos. 
Oligomerización 
 
El resultado de la reacción de oligomerización son parafinas pesadas, las cuales 
son indeseables en el sistema de reacción ya que disminuyen la pureza del HF de 
reciclo, incrementan la temperatura final de ebullición y reducen el octano en el 
alquilado producto. 
 
 
(11) 
 
 
Rompimiento –Desintegración 
 
Los cationes de polímeros largos, son susceptibles a r eacciones de 
desintegración, formando fragmentos de varias moléculas con diferentes pesos 
moleculares, entonces estos rompimientos pueden sufrir extensiones en la 
alquilación. 
 
 (12) 
 
 
 
 
 
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Transferencia de hidrógeno 
 
La reacción de transferencia de hidrógeno es más pronunciada con alimentación 
de propileno. La reacción procede también a través del mecanismo vía ion 
carbonio. 
En la primera reacción [reacción 13] el propileno reacciona con isobutano para 
producir butileno y propano. El butileno [reacción 14] se alquila luego con 
isobutano para formar trimetilpentano. Desde el punto de vista del número de 
octano del alquilado esta reacción de transferencia puede ser deseable, ya que el 
TMP tiene un número de octano sustancialmente mayor que el del DMH. 
 
(13) 
 
 
 
 
(14) 
 
 
Sin embargo, el consumo de isobutano es mayor que en la reacción de alquilación 
de butilenos, debido a que se requieren 2 moléculas de iC4 para la alquilación del 
propileno y formar 1 molécula de alquilado. 
La transferencia de hidrógeno en una reacción global es la siguiente: 
 
(15) 
 
 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
1.4 Proceso de alquilación con Catalizadores Sólidos 
La búsqueda de un catalizador sólido para sustituir HF y H2SO4en la alquilación 
ha sido un desafío. Muchos materiales son activos para la alquilación, pero 
muestran una rápida desactivación, debido a la oligomerización. 
La rápida desactivación de los catalizadores ácidos sólidos se debe a una 
adsorción preferida de las olefinas en la superficie. Esto favorece a reacciones de 
alquilación secundarias, la formación de los oligómeros, que no se desorber desde 
la superficie del catalizador. Varios de los actuales catalizadores sólidos prefieren 
el uso de una sal de HF, ya sea de t rifluoruro de Boro (BF3) o pentafluoruro de 
antimonio (SbF5). Puesto que cada proceso de alquilación produce polímeros 
pesados , los catalizadores sólidos tienen la tendencia a ensuciar rápidamente 
[Peterson .J. R. (1996)]. 
Las zeolitas se encuentran entre los mejores catalizadores sólidos probados en la 
alquilación. Una de las principales características de las zeolitas es su capacidad 
para catalizar la transferencia de hidruro. Aunque todavía muestran una rápida 
desactivación durante la alquilación. 
Se ha demostrado recientemente que las zeolitas intercambiadas con metales 
pueden dar lugar a reacciones carbocatión a través de la interacción con un haluro 
de alquilo [Rosenbach. N. Jr. and Mota .C.J. A. 2005]. 
 
En la figura 11 se muestra el mecanismo de reacción de isobutano/2-buteno en 
presencia de zeolita que actúa como catalizador sólido. 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Figura 11 Mecanismo de Reacción con Zeolita [Rosenbach. N. Jr. and Mota .C.J. A. 2005] 
Varias empresas se dedican a la investigación activa en este ámbito como se 
muestra en la tabla 5, pero todavía nadie ha comercializado una nueva tecnología 
de alquilación. Algunas de las empresas han abandonado los proyectos por falta 
de financiamiento. 
Tabla 5 Situación de investigación de los catalizadores sólidos [Akpabio, E. J. and 
Neeka, J.B. 2013] 
 
 Tipo de Catalizador Situación del Proyecto 
Catalytica BF3/ Alúmina Abandonado 
CR&L SbF5/Silica Abandonado 
Haldor Topsoe Tríflico Continuación de la Investigación 
IFP H2SO4/Silica Abandonado 
Kerr/McGee/Chevron AlCl3 Abandonado 
Mobil BF3/Zeolitas Continuación de la Investigación 
UOP Carbón soportado por 
HF 
Buscando socio comercial 
 
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CAPÍTULO 1. FUNDAMENTOS DE ALQUILACIÓN 
 
1.5 Comparación entre los Procesos de Alquilación con Catalizador Líquido 
y Sólido 
La tabla 6 muestra la diferencian en condiciones de operación entre los 
catalizadores ácidos líquidos y sólidos, los valores para los catalizadores líquidos 
(HF y H2SO4) son de referencia a nivel industrial y los valores de los catalizadores 
sólidos como no se utilizan industrialmente son valores a escala de laboratorio y 
planta piloto. 
Tabla 6 Condiciones de Operación de Alquilación con Catalizador Líquido y Sólido [Andreas 
Feller. 2003] 
 
 
 
 
 
 
 
 HF H2SO4 Zeolitas 
Temperatura de reacción °C 16-40 4-18 50-100 
Relación de alimentación de isobutano / olefina 
(mol / mol) 
11-14 7-10 6-15 
La velocidad espacial de la olefina (kg de olefina 
/ kg de ácido hr) 
0.1-0.6 0.03-0.2 0.2-1.0 
Fuerza del ácido (wt %) 83-92 89-93 
Ácido por volumen de reacción (vol %) 25-80 40-60 20-30 
 
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CAPÍTULO 2 
PROCESO DE LA PLANTA DE 
ALQUILACIÓN No 1 DE LA REFINERÍA 
DE CADEREYTA 
 
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CAPÍTULO 2. PROCESO ALQUILACIÓN No 1 DE LA REFINERÍA DE CADEREYTA 
 
 
2.1 Descripción del Proceso de Alquilación [Phillips Petroleum Co 2002] 
 
La función de la planta es obtener una gasolina de alto número de octano, con una 
presión de vapor Reíd máxima de 6.0, denominado generalmente alquilado a partir 
de la reacción del isobutano con las olefinas, principalmente butilenos, en 
presencia de HF, que actúa como catalizador. 
 La corriente de butilenos proviene principalmente de la planta FCC, de la planta 
de Alquilación No 2 y de l a planta MTBE, ambas localizadas en la refinería de 
Cadereyta N.L , en tanto que el isobutano proviene de las plantas de 
isomerización de butano de las refinerías Francisco I. Madero (Madero, 
Tamaulipas), Gral. Lázaro Cárdenas (Minatitlán, Veracruz) o se importa de 
Houston, Texas. 
La descripción de proceso se divide en las siguientes secciones: 
 Tratamiento de Carga “Hydrisom” 
 Secadoras de Carga 
 Reacción de Alquilación 
 Regeneración de HF 
 Fraccionamiento y Agotamiento de HF 
 Tratamiento de Subproductos 
 Neutralización de Desfogues Ácidos 
 
 
 
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CAPÍTULO 2. PROCESO ALQUILACIÓN No 1 DE LA REFINERÍA DE CADEREYTA 
 
Tratamiento de Carga “Hydrisom” 
La finalidad de esta sección es preparar la carga (el rafinado) proveniente de la 
Unidad de MTBE, pasando la corriente por un r eactor empacado con alúmina 
impregnada con paladio. Es allí donde se llevan a cabo varias reacciones de las 
cuales las dos más importantes son: la conversión del butadieno a 1-buteno y la 
isomerización del 1-buteno a 2 -buteno. Otra función de esta sección es eliminar 
los hidrocarburos ligeros y el dimetil-éter en una t orre agotadora para enviarla 
finalmente a la sección de reacción en donde se lleva a cabo la reacción de 
alquilación y se obtienen los productos deseados. 
 
Figura 12 Esquema de Tratamiento de Carga “Hydrisom” 
La corriente de rafinado proveniente de la Unidad de MTBE entra de L.B. a 6.0 
kg/cm2g y 38°C, se recibe en el Tanque de Balance de Hydrisom FA-101 a 3.9 
kg/cm2g y 38°C, al cual se le ha instalado internamente una malla coalescedora 
para separar el agua de la corriente de rafinado. Del tanque FA-101 el rafinado es 
succionado por la Bomba de Alimentación a Hydrisom GA-101 A/B con una 
presión de descarga de 35.2 kg/cm2g y enviado a la sección de reacción. 
La función de la bomba es elevar la presión lo suficiente para mantener la 
alimentación al reactor en fase liquida. Antes de entrar al reactor, el rafinado se 
 
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CAPÍTULO 2. PROCESO ALQUILACIÓN No 1 DE LA REFINERÍA DE CADEREYTA 
 
precalienta, primero en el Intercambiador de C arga a H ydrisom/Fondos del 
Agotador de DME EA-101A/F, saliendo a una temperatura de 56°C, y después en 
el Precalentador de Carga a Hydrisom EA-102 A/H a 57°C. La temperatura óptima 
de entrada al reactor variará de acuerdo a la composición, la edad del catalizador 
y a la conversión de reacción deseada. Con catalizador fresco, la alimentación al 
reactor puede incluso, requerir enfriarse, debido a la alta actividad de éste. A la 
salida del EA-101 A/F se inyecta una corriente de hidrógeno. 
El hidrógeno es requerido en l a reacción para convertir las trazas de but adieno 
(que trae el rafinado), a buteno, como la reacción de isomerización de 1-buteno a 
2-buteno, aunque en este último caso no se consume el hidrógeno. La corriente de 
hidrógeno se recibe en L.B a 10.0 kg/cm2g y 37°C. En el Tanque Separador de 
Hidrógeno FA-214, se eleva su presión mediante el Compresor de Hidrógeno GB-
101 A/B a 34.1 kg/cm2g. 
La cantidad de hidrógeno adicionada es muy pequeña. De acuerdo con la 
composición de diseño se requieren aproximadamente 2.5 moles de hidrógeno por 
cada mol de butadieno. Esta cifra puede variar un poc o, dependiendo de la 
composición. Aunque no exista butadieno en la alimentaciónes necesario 
continuar agregando hidrógeno para la reacción de isomerización. 
La corriente hidrógeno/rafinado precalentada pasa al Mezclador de H idrógeno-
Carga ME-101 y después al Reactor de Hydrisom DC-101. La mezcla rafinado e 
hidrógeno en fase líquida, descienden sobre la cama del catalizador (alúmina 
impregnada con paladio). 
En el reactor se llevan a cabo varias reacciones; como ya se mencionó las dos 
más importantes son: la conversión de butadieno a buteno y la isomerización de 1- 
buteno a 2-buteno. Las reacciones son exotérmicas y la ΔT del reactor es de 
aproximadamente 10°C. 
No todo el hidrógeno que entra al reactor se consume. Los componentes ligeros 
que entran con el hidrógeno (tales como el nitrógeno y metano) salen del reactor 
 
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sin reaccionar y deben de removerse de las olefinas antes de enviarse a l a 
sección de Secado, por lo que se envían al Agotador de DME (Dimetil-Éter) DA-
101, previo precalentamiento en el Calentador de Carga al Agotador de DME EA-
103 a 125°C. Así mismo, también se eliminan las trazas de DME que puedan 
haberse arrastrado. Estos componentes ligeros se separan por el domo del 
agotador mientras que por el fondo se obtienen las olefinas. 
Con el fin de remover las trazas de metanol que trae esta corriente, a los vapores 
que salen por el domo de la torre, se les adiciona una corriente de agua tratada 
para lavarlos y eliminarlos. Esta agua se recibe de L.B. a 35.0 kg/cm2g y 100°C y 
se acondiciona con el Enfriador de Agua de Proceso EA-229 A/B para su 
inyección a control de flujo a la corriente de vapores de la DA-101. La mezcla se 
enfría en el Condensador del Agotador de DME EA-105 a 61°C, para su posterior 
separación en el Acumulador del Agotador de DME FA-102 a 15.5 kg/cm2g y 61°C. 
Tanto el agua como el metanol se colectan en la bota separadora del acumulador 
del agotador FA-102 de donde se envían al drenaje. 
Los productos ligeros así como el DME y el hidrógeno, dejan el acumulador del 
agotador a control de presión y se envían al cabezal de gas combustible a 4.0 
kg/cm2g y 44°C. 
Los hidrocarburos recibidos en el acumulador de reflujo se retornan en su totalidad 
a la columna como reflujo, por medio de la Bomba de Reflujo del Agotador de 
DME GA-102 A/B a 19. 0 kg/cm2g, a flujo regulado por medio de un c ontrol en 
cascada nivel-flujo. 
El calor necesario para efectuar la separación en la torre es proporcionado por el 
Rehervidor del Agotador de DME EA-104, localizado internamente en la torre 
agotadora. Por el fondo de la torre agotadora se obtienen las olefinas producto, las 
cuales se enfrían en el intercambiador de carga a hydrisom/fondos del agotador de 
DME EA-101 A/F y en el Enfriador de Olefinas EA-106 A/B a 38°C, enviándose a 
control de flujo en cascada con nivel a la torre DA-101 a la sección de secado, a 
una presión de 13.6 kg/cm2g. 
 
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Secado de Carga 
En esta sección se mezclan diferentes corrientes para enviarse al reactor de 
alquilación. En L.B. se reciben dos corrientes de olefinas: una proviene de l a 
Unidad FCC a 13.4 kg/cm2g y 38°C, y la otra es rafinado tratado de la Planta de 
Alquilación No 2, que entra a 6 .0 kg/cm2g y 38°C. Esta es la corriente que 
normalmente se procesa, la cual se recibe en el Tanque de Balance de Butilenos 
FA-201, al cual se le ha i nstalado internamente una malla coalescedora para 
separar el agua de la corriente de butileno. El tanque opera a 3.8 kg/cm2g y 38°C. 
De este tanque, los butilenos son succionados por la Bomba de Alimentación de 
Butilenos GA-201 A/B y enviados a los Secadores de Carga Olefínica FF-201 A/B, 
a una presión de descarga de 17.0 kg/cm2g. Antes de entrar a los secadores se 
mezclan con una corriente de isobutano fresco proveniente del Tanque de Balance 
de Isobutano FA-203, por medio de la Bomba de Alimentación de Isobutano GA-
203 A/B, a 1 7.0 kg/cm2g. El tanque recibe el isobutano de L.B. a 8.0 kg/cm2g y 
38°C, controlando su flujo por medio de un control cascada nivel-flujo. 
 
Figura 13 Esquema de la Sección de Secado de Carga 
En los secadores se absorbe el agua contenida en la mezcla olefinas-isobutano. 
De los dos secadores, uno opera normalmente mientras el otro se regenera. La 
regeneración se efectúa cada 24 horas. Los secadores operan a 13.6 kg/cm2g y 
 
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39°C. Estos secadores es tán empacados de alúmina desecante para su 
operación. 
A la mezcla seca de olefinas-isobutano efluente de los secadores, se le une l a 
corriente de butilenos proveniente de la sección de Hydrisom, para entrar al 
mezclador tipo "T" ME-201, en donde se mezcla también la corriente de isobutano 
de recirculación proveniente de la sección de f raccionamiento, para finalmente 
enviarse a la sección de alquilación. 
Sección de Reacción 
En esta sección se lleva a cabo la reacción de alquilación de la mezcla isobutano-
olefinas en presencia de HF. La mezcla de hidrocarburos que sale del mezclador 
se envía a los Enfriadores de Ácido EA-203 A/B, a 12.8 kg/cm2g y 38°C, en donde 
se combina con el ácido fluorhídrico recuperado proveniente del fondo del 
asentador de ácido a 41°C para dirigirse como alimentación al Asentador de Ácido 
DA-201, en donde se separa el ácido de los hidrocarburos. 
 
Figura 14 Esquema de la Sección de Reacción 
A las líneas de salida del domo de los enfriadores de ácido por las que circula la 
mezcla hidrocarburos-HF que van al asentador de ácido se les conoce como 
"tubos verticales ascendentes" o "reactores elevadores", y es en donde se llevan a 
 
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cabo las reacciones de alquilación. En las líneas de salida de agua de 
enfriamiento del EA-203 A/B se adiciona un analizador de Ion fluoruro el cual es 
un instrumento nuevo utilizado para monitorear fugas de HF. 
El asentador de ácido es un recipiente vertical, el cual se localiza a 15 m de altura 
sobre los enfriadores EA-203 A/B. El asentador de ácido DA-201 recibe la mezcla 
de los reactores elevadores entrando a éste abajo del plato del fondo. En este 
equipo se separan del HF los hidrocarburos, productos de la reacción. 
Los hidrocarburos se separan dentro del asentador por diferencia de densidades, 
quedando éstos en la parte superior, mientras el HF, por su mayor densidad se 
acumula en el fondo. Los hidrocarburos se extraen por la parte lateral del mismo, 
enviándose a la sección de fraccionamiento, a 9.6 kg/cm2g y 41°C. 
Al asentador retornan, para reutilizarse, tanto la corriente de ácido de alta pureza 
proveniente de agotador de ácido DA-205, como la corriente de ácido recuperado 
de las piernas de los tanques acumuladores de reflujo de las columnas 
Desisobutanizadora y depropanizadora. Del asentador de ác ido, el ácido 
acumulado en el fondo fluye a los enfriadores de ácido EA-203 A/B de donde parte 
se mezcla con los hidrocarburos para dirigirse a los reactores elevadores y parte 
se envía para regenerarse (eliminando las impurezas formadas), en la Columna 
Regeneradora de Ácido DA-202, por medio de la Bomba de Alimentación a 
Regeneradora de Ácido GA-204. Posteriormente se envía a c ontrol de flujo, al 
Vaporizador Ácido EA-204, y de ahí a la columna DA-202. 
Regeneración de HF 
La regeneración del ácido tiene el propósito de mantener el HF a la mayor pureza 
posible (95% peso). El ácido se va degradandocon el uso formando fluoruros 
orgánicos y aceites solubles en ácido (ASAS), por lo que es necesario regenerarlo 
para eliminar estas impurezas. Esto se lleva a c abo en una Columna 
Regeneradora de Ácido DA-202, la cual opera en los domos a 9.5 kg/cm2g y 148°C 
y en los fondos a 9.5 kg/cm2g y 149°C. 
 
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Figura 15 Esquema de la Sección de Regeneración del HF 
La regeneración del ácido se efectúa introduciendo dos corrientes de iC4 
provenientes del fondo de l a columna depropanizadora. Una de las corrientes 
entra por el domo en el plato No. 3 como reflujo y la otra, previo calentamiento, 
entra por el fondo de la columna como corriente de agotamiento. Por el domo de la 
columna DA-202 sale el ácido concentrado junto con los hidrocarburos para 
reutilizarse en el asentador de ácido. Por el fondo de l a regeneradora salen las 
impurezas, el agua y los aceites solubles en ácido (ASAS) para lavarse y 
neutralizarse con una solución de sosa cáustica al 5% peso, eliminándole el HF 
libre que pueda arrastrar. 
 Esto se efectúa en el Tanque de Lavado Cáustico de Asas FA-204 al cual se le ha 
instalado un Calentador del Tanque Lavador de Asas. EA-206 A/C, previa mezcla 
con la corriente de fondos de la DA-202 en el Mezclador de solución Cáustica-
ASAS ME-202. La corriente de solución de sosa cáustica se precalienta antes de 
mezclarse, en el Calentador/Enfriador de Asas Cáusticas EA-206 A/C. 
Una vez neutralizadas las ASAS se envían al tanque de Almacenamiento de 
Combustóleo FB- 301, para quemarse junto con el combustóleo en el calentador 
de fuego directo de la columna Desisobutanizadora BA-201 A/B. La solución de 
 
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sosa cáustica se recircula mediante la Bomba de Circulación de ASAS Cáusticas 
GA-205 A/B. 
Fraccionamiento y Agotamiento de HF 
La finalidad de es ta sección es separar el propano, el butano e isobutano del 
alquilado producto. Las corrientes de propano y butano se tratan antes de enviarse 
como producto. 
 
Figura 16 Esquema de la Columna Desisobutanizadora de la Sección de Fraccionamiento y 
Agotamiento del HF 
Los hidrocarburos procedentes del asentador de ácido se envían con la bomba 
GA-207 A/B a control de flujo, al intercambiador-fondos de la Desisobutanizadora 
EA-208 a 56°C, y posteriormente al calentador de carga a la Desisobutanizadora 
EA-209 para precalentarse hasta 70°C, para dirigirse a l a columna 
Desisobutanizadora DA-203, entrando por el plato No. 39. En esta columna se 
separa el propano y el isobutano por el domo, el butano y el alquilado producto se 
separan por el fondo. Para efectuar la separación de componentes se suministra 
calor en el fondo por medio del calentador de fuego directo de la columna 
 
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Desisobutanizadora BA-201 A/B y por el plato 39, por medio del calentador con 
vapor de la Desisobutanizadora EA-211, saliendo a 76°C. 
Por el domo de la columna que opera a 11.3 kg/cm2g y 74°C, se obtienen los 
vapores de HF, propano e isobutano, los cuales pasan por el condensador de la 
Desisobutanizadora EA-210 A/F, saliendo a 43°C, y la fase líquida se recibe en el 
Acumulador de la Desisobutanizadora FA-206 que opera a 10.2 kg/cm2g. 
El acumulador FA-206 cuenta con una pierna en donde se separa el ácido 
fluorhídrico y se envía a c ontrol de nivel al asentador de ácido para su 
reutilización. 
De los hidrocarburos líquidos separados en el acumulador FA-206, una parte se 
retorna al plato No. 49 de la columna como reflujo, por medio de la bomba de 
reflujo de la Desisobutanizadora GA-208 A/B, a una presión de descarga de 15.3 
10.2 kg/cm2g; otra parte se envía como alimentación a c ontrol de flujo, a la 
columna depropanizadora, por medio de la bomba de alimentación a la 
depropanizadora GA-210 A/B; una última parte, se envía a en friarse en el 
enfriador isobutano recirculado de la Desisobutanizadora EA- 217A/C a 38°C para 
utilizarse como iC4 de recirculación, uniéndose con una parte de los hidrocarburos 
del fondo de la columna depropanizadora. 
Del producto del fondo de l a DA-203, una parte se enfría en el Enfriador de l a 
Corriente de Lavado de la bomba de alimentación a la Desisobutanizadora EA-
212A/C, y se envía como sello líquido a l a bomba de alimentación a la 
Desisobutanizadora GA-207 A/B y otra parte se envía como alimentación a l a 
columna Debutanizadora DA-206 por medio de un control en cascada nivel-flujo. 
Columna Depropanizadora 
Una de l as corrientes de hi drocarburo del acumulador de r eflujo de l a columna 
Desisobutanizadora es succionada por la bomba de alimentación a la 
depropanizadora GA-210 A/B. Se precalienta en el intercambiador Carga/Fondos 
de la Depropanizadora EA-213A/F y se alimenta al plato No. 11 de la Columna 
 
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Depropanizadora DA-204. Por el domo de la DA-204, que opera a 20.1 kg/cm2g y 
56°C, se separan el propano y el HF, el cual se condensa en el Condensador de la 
Depropanizadora/Agotador HF EA-214 y se colecta en el Acumulador de 
Depropanizadora/Agotador HF FA-207 a 1 9.7 kg/cm2g. El HF colectado en el 
acumulador se separa en una pierna localizada en el fondo del mismo y se envía a 
control de nivel al asentador de ácido para reciclarse. 
 
Figura 17 Esquema de la Columna Depropanizadora de la Sección de Fraccionamiento y 
Agotamiento del HF 
Los hidrocarburos colectados en el acumulador FA-207 se envían con la Bomba 
de Reflujo de la Depropanizadora GA-211 A/B a 22.9 kg/cm2g, una parte como 
reflujo a la columna a control cascada temperatura/flujo, y la otra parte al Agotador 
Ácido DA-205. Los vapores no condensados recibidos en el FA-207 pasan al 
Absorbedor de Gas de Venteo FA-208, en donde se enfrían y condensan para 
 
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recuperar el propano y el HF. Los gases no-condensables son venteados 
periódicamente hacia el Neutralizador de Relevo Ácido DA-207. 
 Los hidrocarburos pasan al rehervidor de vapor tipo kettle EA-215 de la 
Depropanizadora, por el fondo de la columna, una parte de los hidrocarburos se 
evapora para retornar al fondo de la columna, y la otra, los hidrocarburos pesados, 
se enfría primero en el intercambiador EA-213 A/F y después en el Enfriador de 
Fondos de la Depropanizadora EA-216A/B para dividirse en 6 corrientes: Una de 
las corrientes se envía como sello a la Bomba de Reflujo de la Desisobutanizadora 
GA-208 A/B; otro como sello a la Bomba de Alimentación a la Depropanizadora 
GA-210 A/B; otra más como iC4 de recirculación, uniéndose primero con la 
corriente de domos de la columna Desisobutanizadora; la cuarta corriente se envía 
como iC4 de reflujo a la Columna Regeneradora de Ácido DA-202; una más como 
iC4 agotado a la torre agotadora de ácido; y la última como sellos a la Bomba de 
Alimentación de torre Regeneradora de Ácido GA-204. 
Neutralizador de Relevo Ácido 
La función de este equipo es neutralizar todos los gases de relevo ácidos así 
como los no-condensables ácidos del domo del tanque acumulador de propano 
FA-207, haciéndolos reaccionar en contracorriente con una solución cáustica. Los 
gases no condensados en el Absorbedor de gas de venteo FA-208 son venteados 
periódicamente hacia el neutralizadorDA-207 en donde entran por un t ubo 
sumergido en una solución cáustica (aprox. 5% de NaOH). 
Los productos provenientes del cabezal de relevo ácido así como del domo del 
tanque de balance de ASAS FA-205 llegan también al neutralizador, solo que 
estas corrientes se introducen en una parte más alta que los gases del Absorbedor 
de Gas FA-208. Por el fondo del neutralizador se tiene la Bomba de Circulación de 
Corriente Cáustica GA-216 A/B a una presión de 6.2 kg/cm2g, la cual recircula la 
solución cáustica del fondo al domo, lavando los gases que ascienden a través de 
éste, al ponerse los flujos en contracorrientes. 
 
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 Los gases salen por el domo del neutralizador hacia el Tanque Separador de 
Hidrocarburos FA-301 para finalmente irse al quemador. 
Agotador de Ácido 
El propano con pequeñas cantidades de HF (2%), se envía a control de flujo al 
Agotador de Ácido, DA-205, que opera en domos a 21.1 kg/cm2g y 56°C y por los 
fondos a 21.1 kg/cm2g y 61°C. La función del agotador es separar y recuperar la 
mayor cantidad posible de HF por el domo de la columna para reutilizarse. Esta 
columna está empacada con anillos Rasching de carbón de 3/4". 
Para eficientar la operación se le adiciona un sistema redistribuidor. Para efectuar 
la separación en el agotador se tiene el Rehervidor del Agotador de Ácido EA-218, 
el cual proporciona el calor necesario al fondo de la columna para evaporar el HF. 
El ácido separado por el domo se envía de regreso, a control de presión al tanque 
acumulador de reflujo de la depropanizadora FA-207 previo paso por el 
Condensador de Depropanizadora/Agotador de HF EA-214. 
Tratamiento de Subproductos 
El propano, aún con trazas de HF y fluoruros orgánicos, sale por el fondo de la 
agotadora, dividiéndose en dos corrientes: una que se enfría en el Enfriador de 
Propano EA-219 A/E y se bifurca enviando una parte como sello a la bomba de 
reflujo de la depropanizadora GA-211 A/B y otra normalmente sin flujo, que se 
envía a mezclarse con la corriente de recirculación de isobutano proveniente del 
domo de la Desisobutanizadora y del fondo de la depropanizadora. 
 
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Figura 18 Esquema de la Sección de Tratamiento de Propano como Subproducto Terminado 
La otra corriente que sale del fondo del agotador, se sobrecalienta al pasar 
primero por el Intercambiador Carga/Efluente de Defluorinador de Propano EA-220 
a una temperatura de 59°C. Luego pasa al Calentador de Carga al Defluorinador 
de Propano EA-221, donde se calienta a una temperatura de 177°C. De ahí pasa 
al Tanque Defluorinador de Propano FA-209 A/B en flujo descendente, en donde 
se disminuye el contenido de fluoruros orgánicos del propano a valores entre 0-10 
ppm en peso. 
Los defluorinadores están empacados con alúmina activada, la cual reacciona con 
los fluoruros orgánicos descomponiéndolos en olefinas y HF. A su vez, la mayor 
parte del HF reacciona con la alúmina activada para formar fluoruro de aluminio y 
agua, enviándose éstos por la purga a l a fosa FE-203. El efluente de los 
defluorinadores se enfría al pasar a través del intercambiador EA-220 y del 
Condensador de Propano EA-222 equipo tipo placas selladas, saliendo a u na 
temperatura de 38°C, para dirigirse al Tratador de Propano con KOH FA-210. 
El tratador de propano es un recipiente vertical empacado con hojuelas de KOH, 
en donde la corriente de propano fluye ascendentemente y reaccionando las 
trazas de HF con el KOH para formar fluoruro de potasio y agua. Estos productos 
forman un lodo que debe purgarse periódicamente hacia la fosa FE-203. El 
 
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propano libre de fluoruros orgánicos sale por el domo del tratador de KOH, hacia 
la Bomba de Propano Producto GA-212 A/B a una presión de 22.7 kg/cm2g para 
ser enviado como producto a L.B. a control de presión. 
Columna Debutanizadora y Tratamiento de n-Butano 
 La corriente principal del fondo de la columna Desisobutanizadora DA-203, se 
envía a c ontrol de cascada nivel-flujo como alimentación a la Columna 
Debutanizadora DA-206, por el plato 25 ó 29. La finalidad de esta columna es la 
de separar por el domo los n-butanos y por el fondo obtener el alquilado producto. 
 
Figura 21 Esquema de la Columna Debutanizadora de la Sección de Tratamiento de 
Subproductos 
Los vapores que salen por el domo que opera a 5.3 kg/cm2g y 59°C se condensan 
en el Condensador de la Debutanizadora EA-223A/B a 43°C, recibiéndose en el 
Acumulador de la Debutanizadora FA-211. El líquido colectado es enviado por la 
Bomba de Reflujo de Debutanizadora GA-213 A/B a una presión de descarga de 
8.8 kg/cm2g, una parte como reflujo a la columna, y la otra como producto a 
tratamiento hacia los defluorinadores. 
 
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La corriente de hidrocarburos fluye por el fondo de la columna, hacia el Rehervidor 
de la Debutanizadora tipo Kettle EA-224, el cual proporciona por medio de vapor, 
el calor necesario para efectuar la separación del n-butano del alquilado. Por el 
domo de éste salen los hidrocarburos vaporizados, retornando a la columna, y por 
el fondo del rehervidor sale el alquilado, para enfriarse al pasar primero por el 
intercambiador EA-208, enfriándose a 66°C, y después en el Enfriador de 
Alquilado Producto EA-228A/B. 
El alquilado frío se envía a control de presión por medio de la Bomba de Alquilado 
Producto GA-215 A/B a 8.9 kg/cm2g. El alquilado se envía a límite de batería a 6.5 
kg/cm2g y 38°C. 
El n-butano producto procedente del acumulador de reflujo FA-211 es tratado 
antes de salir de la Unidad. 
 
Figura 20 Esquema de la Sección de Tratamiento de n-Butano como Subproducto 
Terminado 
El n-butano se calienta pasando primero por el Intercambiador Carga-Efluente a 
Defluorinador de Butano EA-225 y después por el Calentador de Carga/Efluente a 
Defluorinador de Butano EA-226, saliendo a una temperatura de 204°C. De ahí 
 
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pasa por el Tanque de Defluorinador de Butano FA-212 A/B, en flujo descendente, 
en donde se reduce el contenido de fluoruros orgánicos a valores entre 0-10 ppm 
en peso. Los defluorinadores están empacados con alúmina activada, la cual 
reacciona con los fluoruros orgánicos, descomponiéndolos en olefinas y HF. A su 
vez, la mayor parte de HF reacciona con la alúmina activada para formar fluoruro 
de aluminio y agua que debe purgarse periódicamente hacia la fosa de 
neutralización FE-203. 
La corriente efluente de l os defluorinadores se enfría al pasar a t ravés del 
intercambiador EA-225, saliendo a 79°C, y posteriormente en el Condensador de 
Butano EA-227A/B para dirigirse al tratador de butano FA-213. 
El tratador de n-butano es un recipiente vertical empacado con hojuelas de 
hidróxido de P otasio (KOH) por donde la corriente de n-butano fluye 
ascendentemente, reaccionando las trazas de HF que trae este con el KOH para 
formar fluoruro de potasio y agua. Estos últimos productos se asientan en el fondo 
del tratador, teniendo que ser purgados periódicamente hacia la fosa de 
neutralización FE-203. 
El n-butano producto libre de fluoruros orgánicos sale por el domo del tratador 
hacia la Bomba de Butano Producto GA-214 A/B