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UNIVERSIDAD NACIONAL AUTÓNOMA DE MÉXICO 
 
 
FACULTAD DE QUÍMICA 
 
SIMULACIÓN Y ANÁLISIS DE LA UNIDAD CATALÍTICA 
FCC N °2 
 (U-13000) DE LA REFINERÍA GRAL. LÁZARO 
CÁRDENAS DEL RIO, MINATITLÁN VERACRUZ 
 
TESIS 
 
QUE PARA OBTENER EL TÍTULO DE 
 
INGENIERO QUÍMICO 
 
PRESENTA 
 
Rafael Flores Quirino 
 
 
 Ciudad de México 2016 
 
UNAM – Dirección General de Bibliotecas 
Tesis Digitales 
Restricciones de uso 
 
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respectivo titular de los Derechos de Autor. 
 
 
 
 
 
 
JURADO ASIGNADO: 
 
PRESIDENTE: Profesor: Manuel Vázquez Islas 
VOCAL: Profesor: Celestino Montiel Maldonado 
SECRETARIO: Profesor: Martín Rivera Toledo 
1er. SUPLENTE: Profesor: Carlos Álvarez Maciel 
2° SUPLENTE: Profesor: Ileana Rodríguez Castañeda 
 
SITIO DONDE SE DESARROLLÓ EL TEMA: 
LABORATORIO DE SIMULACIÓN Y OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS (LSYOP) 
EDIFICIO DE INGENIERÍA QUÍMICA, CONJUNTO E 
FACULTAD DE QUÍMICA 
UNIVERSIDAD NACIONAL AUTÓNOMA DE MÉXICO 
ASESOR DEL TEMA: 
 
____________________________ 
I.Q Celestino Montiel Maldonado 
SUPERVISOR TÉCNICO: 
 
____________________________
 
I.Q Ileana Rodríguez Castañeda 
SUSTENTANTE (S): 
 
____________________________
 
Rafael Flores Quirino
Simulación y Análisis de la Unidad Catalítica FCC N ° 2 (U-13000) de la 
Refinería Gral. Lázaro Cárdenas del Rio, Minatitlán, Veracruz 
 
 
 
 
Índice General 
Capítulo 1 Introducción ...................................................................................................... 4 
1.1 Objetivos. ................................................................................................................. 5 
1.2 Introducción .............................................................................................................. 6 
Capítulo 2 Marco teórico .................................................................................................... 9 
2.1 Sección de precalentamiento ................................................................................. 10 
2.2 Sección de Craqueo Catalítico (Convertidor) .......................................................... 11 
2.2.1 Reactor (Riser) ................................................................................................ 11 
2.2.2 Reacciones ...................................................................................................... 14 
2.3 Desgasificador/Agotador (Disengager/ Stripper) ..................................................... 16 
2.4 Regenerador (Regenerator) ................................................................................... 18 
2.5 Sección de la fraccionadora principal ..................................................................... 19 
2.6 Sección de recuperación de vapores ...................................................................... 21 
2.7 Catalizador ............................................................................................................. 23 
2.7.1 Contaminantes que afectan al catalizador........................................................ 26 
2.8 Cinética de las reacciones ...................................................................................... 29 
Capítulo 3 Simulación ...................................................................................................... 38 
3.1 Descripción del proceso ......................................................................................... 39 
3.2 Simulador ASPEN-HYSYS V.8.8 ........................................................................... 40 
3.2.1 Modelo Termodinámico.................................................................................... 42 
3.3 Caracterización de la carga y productos. ................................................................ 45 
3.4 Variables principales de la operación. .................................................................... 46 
3.5 Balance de materia y energía. ................................................................................ 47 
3.6 Simulación del convertidor FCC. ............................................................................ 51 
Capítulo 4 Resultados y Análisis de Resultados .............................................................. 65 
Capítulo 5 Conclusiones. ................................................................................................. 80 
Bibliografía…………………………………………………………………………………………83 
Anexo I. Índice de figuras……….……………………….……………………..…………….....85 
Anexo II. Índice de Tablas…………………………………………………….…………….......87 
 
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Capítulo 1 
Introducción 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
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1.1 Objetivos. 
 
Los objetivos de la tesis son: 
 Realizar un esquema general de simulación de la Planta Catalítica FCC No. 
2 situada en la Refinería Gral. Lázaro Cárdenas de Minatitlán, Veracruz, 
enfatizando en la sección de reacción y en la separación de los productos 
deseados. 
 Comparar los resultados obtenidos con el simulador de procesos ASPEN-
HYSYS V8.8 con los datos de operación de la planta. 
 Analizar la conversión global y de los productos del reactor, en especial el 
de la Gasolina C5-220°, en función de las variables de operación del 
reactor. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
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1.2 Introducción 
El proceso de desintegración catalítica es uno de los más importantes dentro de 
una refinería, ya que puede convertir hidrocarburos de corte pesado con un punto 
normal de ebullición cercano a 593 °C en cortes ligeros, con mayor valor comercial 
como la gasolina, diésel y LPG. 
Las reacciones que se llevan a cabo en el reactor se realizan gracias a la 
presencia del catalizadoren forma de polvo fino (Comúnmente se utilizan 
catalizadores de sílica-alumina). Este se puede llegar a comportar como un líquido 
cuando es propiamente fluidizado con aire. (Gary & Handwerk, 2001) 
Este proceso ha reemplazado casi en su totalidad a la desintegración térmica, que 
era usada comúnmente para la desintegración de moléculas grandes a más 
pequeñas, ya que aumenta el rendimiento en la producción de gasolina de alto 
octanaje y gases ligeros con mayor presencia de olefinas. 
Tabla 1-1 Conversión Catalítica vs Conversión Térmica 
 Desintegración Térmica Desintegración Catalítica 
 % peso % volumen % peso % volumen 
Alimentación 100.0 100.0 100.0 100.0 
Gas 6.6 - 4.5 - 
Propeno 2.1 3.7 1.3 2.2 
Propileno 1.0 1.8 2.0 3.4 
Isobutano 0.8 1.3 2.6 4.0 
n-Butano 1.9 2.9 0.9 1.4 
Butileno 1.8 2.6 2.6 3.8 
C5+ Gasolina 26.9 32.1 40.2 46.7 
Aceite Cíclico Ligero 1.9 1.9 33.2 32.0 
Aceite Decantado - - 7.7 8.7 
Aceite Residual 57.0 50.2 - - 
Coque 0 - 5.0 - 
Total 100 96.5 100.0 102.2 
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Se considera que la desintegración térmica puede ocurrir cuando no se tiene un 
mezclado ideal entre el crudo en fase gaseosa y el catalizador, y un deficiente 
sistema de separación en los ciclones del reactor entre los compuestos 
desintegrados y el catalizador. 
En la planta se cuenta con secciones posteriores a la de reacción, donde se llevan 
a cabo la recuperación de los compuestos producidos en el reactor. En estas 
secciones se llevan a cabo los procesos de destilación, compresión de gases y 
absorción, principalmente. (Montgomery J. A., 1993) 
Las secciones principales de la planta FCC son: 
 Sección de Precalentamiento 
 Sección de Craqueo Catalítico (Convertidor) 
 Sección de Fraccionamiento 
 Sección de Recuperación de gases 
 Sección de Fraccionamiento de Gas Licuado 
 Sección de Separación de Propano y Propileno (Grado químico) 
 
 
 
 
 
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Figura 1-1 "Diagrama de Flujo del Proceso simplificado FCC" 
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Capítulo 2 
Marco teórico 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
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A continuación se dará una breve descripción de las secciones que componen una 
típica planta de FCC. 
2.1 Sección de precalentamiento 
 
Muchas de las plantas FCC integran en su proceso un sistema de 
precalentamiento y horno para incrementar la temperatura del flujo de 
alimentación hacia el reactor. Este incremento se realiza con el fin de aportar la 
energía térmica suficiente, que permita vaporizar el flujo de alimentación cuando 
éste se pone en contacto con el catalizador caliente en el reactor. (Chang, 
Pashikanti, & Liu, 2012) 
La utilidad del Tanque de balance de carga es homogeneizar el flujo que es 
enviado a una bomba, ya que el Gasóleo Pesado proviene de varias plantas de la 
refinería, principalmente de lugares como almacenamiento, la torre de destilación 
atmosférica, de vacío, y coquizadora. 
Las bombas de calor integradas en la fraccionadora principal de la planta FCC, 
aportan la energía térmica necesaria para calentar el flujo de alimentación. 
Típicamente las bombas de calor utilizadas para este fin son: la bomba de calor de 
fondos (pumparound de fondos) y la bomba de calor del aceite cíclico ligero 
(pumparound ACL). El rango de temperatura al que es elevado es de 205°C a 
400°C (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012) 
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Figura 2-1 "Sección de Precalentamiento de la unidad FCC" 
 
2.2 Sección de Craqueo Catalítico (Convertidor) 
 
2.2.1 Reactor (Riser) 
 
En general el “Riser” es un reactor tubular vertical ascendente en donde se le 
inyecta la alimentación precalentada y se mezcla con el catalizador caliente 
proveniente del regenerador. El Riser tiene dimensiones típicas de 0.61 a 2.13 
metros de diámetro y 23 a 37 metros de longitud. (Sadeghbeigi, 2012) 
El catalizador caliente se encuentra en un rango de temperatura entre 677 °C a 
732 °C que al ponerse en contacto con la alimentación aporta el calor suficiente 
para que el crudo pueda evaporarse, llegando a una temperatura aproximada de 
549 °C. Gracias a que ocurre una expansión al generarse este vapor, aporta la 
suficiente fuerza motriz para movilizar el catalizador a lo largo del reactor. También 
se cuenta con boquillas de inyección, en donde se les conecta vapor de dispersión 
que ayuda a atomizar la carga, mejorando el contacto entre el catalizador y la 
carga vaporizada. El calor del catalizador caliente proveniente del regenerador, 
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también aporta el calor necesario para mantener la temperatura del reactor, ya 
que las reacciones que se llevan a cabo son endotérmicas. 
En esta fase es en donde ocurren las diferentes reacciones químicas de 
desintegraciónen la superficie del catalizador. El tiempo de reacción entre el 
catalizador y la alimentación es aproximadamente de 3 segundos. (Montgomery J. 
A., 1993) 
La temperatura de salida del Riser, depende principalmente de la cantidad de 
catalizador que entra al reactor, gracias a una válvula de control llamada “Válvula 
corredora para regenerador”. (Sadeghbeigi, 2012) 
Dependiendo de las temperaturas de la alimentación precalentada, la cama del 
regenerador y la salida del riser, se tiene una relación en peso entre el catalizador 
y el gasóleo de alimentación entre 4:1 a 10:1. (Sadeghbeigi, 2012) 
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Figura 2-2 Sección de alimentación del Riser 
A estas condiciones dentro del reactor, se llevan a cabo las siguientes reacciones: 
 Desintegración. 
 Isomerización. 
 Hidrogenación. 
 Deshidrogenación. 
 Alquilación. 
 Desalquilación. 
 Ciclación. 
 Desciclado. 
 
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2.2.2 Reacciones 
 
Las reacciones que se llevan a cabo en el reactor son promovidas gracias al 
catalizador que cuenta con sitios activos de carácter ácido. 
Estos sitios ácidos favorecen la ruptura de enlaces carbono-carbono formando 
carbocationes. (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012) 
Reacciones de desintegración (Se producen moléculas más pequeñas) 
Desintegración de parafinas para dar olefinas y parafinas más pequeñas 
Cm+nH2[(m+n)]+2  CmH2m + CnH2n+2 
(Parafina) (Olefina) (Parafina) 
 
Desintegración de olefinas para dar olefinas más pequeñas 
Cm+nH2(m+n)  CmH2m + CnH2n 
(Olefina) (Olefina) (Olefina) 
 
Escisión de la cadena lateral de un aromático 
Ar-Cm+nH2(m+n)+1  Ar-CmH2m-1 + CnH2n+2 
 (Alquiloaromático) (Parafina) 
 
 
Desintegración de naftenos para dar olefinas y naftenos más pequeños. 
C(m+n)H2(m+n)  CmH2m + CnH2n 
(Nafteno) (Nafteno) (Olefina) 
 
(Aromático con 
cadena lateral de 
olefina) 
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Reacciones de isomerización (Ocurre un rearreglo molecular) 
Cambio de enlace de las olefinas 
x- CnH2n  y- CnH2n 
( “x” y “y” son diferentes ubicaciones de la olefina) 
 
Olefina “normal” a iso-olefina 
n- CnH2n  i- CnH2n 
 
Parafina “normal” a iso-parafina 
n- CnH2n+2  i- CnH2n 
 
Ciclohexano a ciclopentano 
C6H12  C5H9-CH3 
(Nafteno) (Nafteno) 
Reacción de transferencia de hidrógenos (Se producen compuestos 
aromáticos) 
Parafinas y olefinas convertidas a compuestos aromáticos y otras parafinas. 
CnH2n + CmH2m  ArCxH2x+1 + CpH2p+2 
(Nafteno) (Olefina) (Aromáticos) (Parafina) 
Donde x = m + n – 6 – p 
 
Reacciones de deshidrogenación 
n-CmH2m+2  CmH2m + H2 
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Reacciones de desalquilación 
i-CnH2n-1 + CmHm-1  Ar + C(n+m-6)H2(n+m-6) 
 
Condensación aromática 
Ar-CHCH2 + R1CH-CHR2  Ar – Ar + H2 
 
2.3 Desgasificador/Agotador (Disengager/ Stripper) 
 
El catalizador se transporta a lo largo del riser hasta el final, trayendo consigo 
hidrocarburos pesados y coque, depositado en su superficie, producido por 
reacciones no deseadas. Para poder remover estas impurezas de la superficie del 
catalizador gastado, este entra a la zona de ciclones llamados Ciclones del 
Reactor y Ciclones del Desgasificador. Los ciclones se encargan de separar el 
catalizador de los vapores de reacción, evitando que las reacciones de craqueo 
continúen y se produzca un sobre-craqueo. La eficiencia típica de separación del 
sistema de ciclones es aproximadamente del 99.99% (Torres Moreno , 2010) 
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Figura 2-3 Sistema de ciclones de dos etapas 
El catalizador separado en los Ciclones del Reactor y en los Ciclones del 
Desgasificador, se descarga hacia el agotador. 
Este catalizador gastado es mandado a la sección del Agotador donde es puesto 
en contacto con vapor a contracorriente, con la finalidad de eliminar de los poros 
del catalizador hidrocarburos pesados adsorbidos. 
 
Figura 2-4 Agotador de dos etapas 
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2.4 Regenerador (Regenerator) 
El catalizador es enviado al regenerador donde se quema el coque depositado en 
su superficie con el fin de restablecer su actividad. En esta sección, para poder 
llevar acabo la reacción de combustión se agrega aire como medio oxidante. El 
coque es oxidado a CO2 y CO como productos principales y como productos 
secundarios se producen SOx y NOx (Marín Castellanos , 2010) 
Tabla 2-1 Calor de combustión 
Reacciones Calor de combustión 
 Kcal/kg C, H2 o S BTU/lb C, H2 o S 
C+
1
2
O2→CO 
2200 3968 
CO +
1
2
O2→CO2 
5600 10100 
C+O2→CO2 7820 14100 
H2+
1
2
O2→H2O 
28900 52125 
S+xO →SOx 2209 3983 
N+xO →NOx 2209 3983 
 
El catalizador gastado tiene una composición de coque entre 0.4-2.5% en masa.Después del proceso de oxidación, el catalizador tiene una composición de coque 
aproximadamente de 0.05% en masa. Una vez llevado el proceso de oxidación en 
el regenerador, el catalizador caliente es regresado a la entrada del riser 
completando el ciclo de reacción-regeneración. El calor proporcionado al 
catalizador por la reacción de oxidación es suficiente para calentarlo 
aproximadamente a 538 °C (1000 °F) y utilizar este calor para evaporar el crudo 
de alimentación al reactor. 
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2.5 Sección de la fraccionadora principal 
 
La fraccionadora principal es la responsable de separar los productos del 
convertidor en hidrocarburos ligeros, aceites cíclicos ligeros y decantados. Es la 
primera separación de los productos desintegrados en el reactor. Sus principales 
productos son: gases ligeros (C1-C4), gasolina no estabilizada (C5+ 220 °C), nafta 
pesada, aceite cíclico ligero y residuo. 
Otras de las funciones que tiene la fraccionadora principal es recuperar la energía 
térmica de la mezcla sobrecalentada de productos provenientes del Convertidor. 
Esto se logra gracias a los sistemas de extracción de calor laterales (pump-
around) encontrados en la torre. El sistema “pump-around” y el reflujo del domo 
inducen el reflujo necesario en la fraccionadora para alcanzar el grado de 
fraccionamiento deseado entre la gasolina y el aceite cíclico ligero. (Montgomery 
J. A., 1993) 
En el domo de la fraccionadora principal, el gas destilado pasa a través de un 
sistema de enfriamiento donde este flujo alcanza una temperatura promedio de 40 
°C. En esta sección de la fraccionadora principal se obtienen tres productos: gas 
húmedo (se llama asi porque este gas contiene compuestos que todavía pueden 
ser condensados aumentando la presión y extrayendo calor), agua amarga y 
gasolina no estabilizada. Parte de esta gasolina es enviada al domo del 
absorbedor primario y la otra parte es retomada a la parte superior del plato 1 de 
la fraccionadora. 
Parte de la Nafta Pesada es utilizada como aceite pobre en el Absorbedor 
Secundario, donde se inyecta en la parte superior de este con la finalidad de 
recuperar cantidades significativas de material en el rango de ebullición de 
componentes C4 y C5. Ahora siendo aceite rico, esta corriente entra a la 
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fraccionadora principal para poder recuperar los componentes C4 y C5. 
(Montgomery J. A., 1993) 
El Aceite Cíclico Ligero es retirado del plato 12 de la Fraccionadora Principal y es 
enviado a un Agotador. En el Agotador, por medio de una corriente de vapor se 
pretende despojar del aceite los componentes ligeros logrando el punto de 
inflamación deseado de este. La corriente del domo del Agotador es regresada a 
la fraccionadora principal. El Aceite Cíclico Ligero producto del Agotador, es 
enfriado y se manda al límite de batería para su almacenamiento (Chang, 
Pashikanti, & Liu, 2012) 
 
Figura 2-5 Configuración típica de la fraccionadora principal 
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2.6 Sección de recuperación de vapores 
 
Los productos ligeros de la Fraccionadora son recuperados en la Sección de 
Recuperación de Vapores (VRU) en donde, mediante la utilización de compresión, 
absorción y fraccionamiento, se separa en Gasolina, Butilenos, Propileno, Propano 
y Gas Combustible. 
El gas húmedo proveniente del domo de la fraccionadora principal contiene una 
gran cantidad de compuestos C3’s y C4’s, y algo de componentes C5 a C7+, por lo 
que es necesario recuperar estos productos del gas húmedo. (Chang, Pashikanti, 
& Liu, 2012) 
El gas húmedo es enviado al compresor de gas húmedo, donde se comprime y 
enfría con la finalidad de separar y recuperar gas seco, C3’s y C4’s y gasolina no 
estabilizada. Este flujo es dirigido a un tanque flash de alta presión, donde se 
forman tres fases: gas, líquido y agua residual. El gas proveniente del tanque flash 
es llevado al absorbedor primario donde la gasolina no estabilizada proveniente de 
la torre fraccionadora, es bombeada al domo. Los compuestos C3 y componentes 
más pesados en el gas húmedo, son absorbidos en la gasolina no estabilizada. 
Este flujo es regresado al tanque flash de alta presión. 
El gas del domo del absorbedor primario es llevado al absorbedor secundario, 
donde los componentes C3 remanentes y los componentes más pesados son 
removidos de los vapores por absorción teniendo como aceite pobre a la nafta 
pesada, proveniente de la torre fraccionadora previamente enfriada. El gas de 
salida del domo del absorbedor secundario es llamado gas seco, porque todos los 
componentes condensables ya fueron retirados. El producto del fondo de la torre 
de absorción secundaria es regresado a la fraccionadora principal, ya que 
contiene una gran cantidad de compuestos en el rango de ebullición de C4’s y 
C5’s. Esta corriente es llamada aceite rico. (Montgomery J. A., 1993) 
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El producto líquido del tanque flash de alta presión es llevado a una columna de 
agotamiento donde se separan los componentes C2’s en el domo y C3’s -C4’s, y 
gasolina en el fondo. El producto del domo es regresado al tanque flas de alta 
presión y el producto del fondo es enviado a una desbutanizadora. 
En la desbutanizadora se separa los componentes C3’s -C4’s por el domo y la 
gasolina por el fondo. La gasolina desbutanizada es tratada para remover el azufre 
y llevada a la mezcla de gasolinas. 
Los componentes C3 y C4 son llevados al depropanizador. Los C3 son en su 
mayoría, removidos del domo y los componentes C4 son removidos del fondo y 
llevados al límite de batería (frontera del sistema) para su almacenaje. 
Los componentes C3 que en su mayoría son propileno y propano, son llevados a 
una torre fraccionadora para su separación. En esta sección se obtiene propileno 
por el domo ypropano en el fondo. Estos productos son llevados al límite de 
batería para su almacenamiento. (Montgomery J. A., 1993) 
 
Figura 2-6 Diagrama típico de la planta de gas 
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2.7 Catalizador 
 
El catalizador utilizado en la FCC es un polvo fino y poroso, compuesto 
principalmente de óxidos de silicio y alúmina. La acidez del catalizador está 
relacionada con el alúmina ya que funciona como un ácido de Lewis. Estos sitios 
ácidos que componen al catalizador, son en donde se llevan a cabo las reacciones 
de desintegración gracias a la formación de carbocationes. (Montgomery J. A., 
1996) 
En las refinerías es común que se adicione catalizador nuevo o fresco a la unidad 
FCC ya que el catalizador usado o llamado en “equilibrio” contiene contaminantes 
en su superficie, ocasionando que pierda su actividad, lo hace menos selectivo, 
sufre una pérdida de su superficie y se reduce el tamaño de la celda unidad. 
(Montgomery J. A., 1996) 
En comparación con los catalizadores amorfos de alúmina-sílica, las zeolitas han 
mostrado ser más útiles, ya que muestran una mayor actividad y selectividad. 
(Sadeghbeigi, 2012) 
La Zeolita conocida también como Faujasita es el principal componente del 
catalizador en la FCC. Se puede encontrar en la naturaleza, pero debido a la 
escases de esta, se tiene que sintetizar en forma sódica (estándar-Y) por 
cristalización de aluminio de sodio y silicato de sodio. 
El rendimiento del catalizador depende en gran medida de la naturaleza y calidad 
de la zeolita. 
Las zeolitas son aluminosilicatos cristalinos, su estructura unitaria está basada en 
una red tridimensional constituida por tetraedros de O2-, Si4+ y Al3+ (figura 2-7) Los 
tetraedros forman octaedros truncados que al unirse forman primas hexagonales 
(figura 2-8). A la estructura que comprende la zeolita es llamada “celda unidad” 
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(UC) (figura 2-9).La apertura de la unidad tiene un tamaño aproximado de 8 Å. 
Esto significa que moléculas con un tamaño mayor a este, serán difíciles de 
desintegrar. (Montgomery J. A., 1993) (Sadeghbeigi, 2012) 
 
 
Figura 2-7 Estructura unitaria Silicio/alúmina-oxígeno tetraédrica 
Los catalizadores de desintegración están formados básicamente de un 
componente activo y de una matriz. El componente activo está constituido por un 
silicoaluminato cristalino denomiado Zeolita o Faujasita Y, presentando el 10-40% 
peso del catalizador. 
 
 
Figura 2-8 Esquema geométrico de la estructura unitaria de la zeolita 
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Figura 2-9 Celda unidad de la zeolita 
La arcilla dentro del catalizador sirve como medio de integrador físico, ya que le 
provee de un medio para la transferencia de calor, resistencia mecánica, 
densidad a la partícula para lograr medio de fluidización óptimo. 
La matriz activa tiene actividad catalítica pero es distinta a la zeolita. En esta zona 
del catalizador, promueve una primera desintegración de componentes de mayor 
peso molecular, ya que el tamaño de estos poros es aproximadamente de 500 Å, 
facilitando la difusión de estos hidrocarburos a los sitios activos de la zeolita. 
Otra función de este componente es que puede retener cierta cantidad de vanadio 
y nitrógeno básico que son compuestos que desactivan a la zeolita. 
El aglutinante une todos los componentes del catalizador. No tiene ninguna 
actividad sobre el mismo y puede mejorar la concentración de zeolitas. 
 
 
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2.7.1 Contaminantes que afectan al catalizador 
 
Uno de los factores importantes a considerar cuando se elige un catalizador para 
el proceso, es saber qué tipos de efectos producen los contaminantes del crudo al 
catalizador. La tendencia es que las refinerías están tratando de convertir crudos 
cada vez más pesados con mayor nivel de impurezas en productos con un mayor 
valor agregado. Estas impurezas tienen un efecto negativo en el catalizador ya 
que lo pueden llegar a desactivar. El desempeño de toda la unidad también se 
puede ver afectada, ya que muchos de estos compuestos o sus productos de 
reacción son corrosivos, de bajo valor comercial y/o pueden causar problemas 
ambientales al desecharlos. (Sadeghbeigi, 2012) 
Los principales contaminantes son: 
 Nitrógeno 
 Azufre 
 Níquel 
 Vanadio 
Estos contaminantes existen como compuestos orgánicos dentro del crudo. 
(Torres Moreno , 2010) 
Nitrógeno 
El nitrógeno total que entra a la unidad catalítica se puede catalogar de dos 
formas: el nitrógeno básico y no básico. 
El nitrógeno básico actúa como veneno temporal del catalizador ya que desactiva 
sus componentes ácidos, reduciéndose los sitios para promover las reacciones de 
desintegración. 
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Una alimentación con una concentración por debajo de 1000 ppm de nitrógeno 
total se considera no perjudicial para la actividad, pero si la concentración supera 
los 1500 ppm la actividad se verá afectada. 
El catalizador se reactiva una vez que el nitrógeno adsorbido es quemado en el 
regenerado. El 95% del nitrógeno es convertido a óxidos de nitrógeno (NOx). 
Compuestos como amoniaco (NH3) y cianuro (CN-) son producidos en el riser. 
Azufre 
La alimentación de la FCC contiene azufre en forma de compuestos orgánicos 
como mercaptanos, sulfuros y tiofenos.Es un compuesto indeseable ya que aproximadamente el 50% de este es 
convertido a H2S, siendo un compuesto con una alta capacidad de corrosión 
poniendo en peligro la integridad de muchos equipos en la refinería. Los costos de 
tratamiento de los productos que contienen H2S también se incrementan. 
El contenido de azufre para la gasolina (C5+ 220°) producto de la FCC, será 
aproximadamente del 10% del contenido en la carga fresca, pero se incrementará 
si el punto final de ebullición está por arriba de 220 °C. 
Níquel 
El níquel al entrar en contacto con el catalizador, se deposita en la matriz de este, 
provocando que se promuevan las reacciones de deshidrogenación. Estas 
reacciones producen olefinas más inestables, que tienden a realizar reacciones de 
polimerización, produciendo componentes pesados como coque. También se 
genera hidrógeno en grandes cantidades, generando un problema en el proceso 
ya que se aumenta la carga del compresor de gases húmedos provocando que 
pueda rebasar su capacidad de compresión. 
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Se utiliza antimonio para pasivar el efecto del níquel en el catalizador de equilibrio, 
comúnmente para valores mayores de 1000 ppm. 
Vanadio 
El vanadio también promueve reacciones de deshidrogenación pero menos que el 
Níquel. 
Se considera al vanadio como un veneno severo ya que puede llegar a destruir la 
estructura de la zeolita permanentemente. A las condiciones normales de 
operación del regenerador, los compuestos de vanadio son oxidados y muchos de 
ellos son derretidos permitiendo la destrucción de la zeolita. 
La severidad del envenenamiento por vanadio depende de los siguientes factores: 
 Concentración de vanadio: Concentraciones arriba de 2000 ppm en el 
catalizador de equilibrio produce pasivación. 
 Temperatura del regenerador: Temperaturas superiores a 677 °C en el 
regenerador exceden el punto de fusión de los óxidos de vanadio, 
incrementado su movilidad hacia los sitios zeolíticos. 
 Modo de combustión: Los regeneradores de combustión completa 
producen un catalizador limpio, incrementando la producción de pentóxido 
de vanadio por el exceso de oxígeno. 
 Sodio: El vanadio y el sodio reaccionan para formar el vanadio de sodio. 
Esta mezcla tiene un punto de fusión bajo de 649 °C e incrementa la 
movilidad del vanadio. 
 Vapor: El vapor reacciona con el pentóxido de vanadio para formar ácido 
vanádico volátil que a través de la hidrólisis, extrae la alúmina tetraédrica en 
la estructura cristalizada de la zeolita provocando que se colapse. 
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 Tipo de catalizador: El contenido de alúmina, el contenido de tierras raras 
y el tipo y cantidad de zeolita, afecta la tolerancia del catalizador al 
envenenamiento por vanadio. 
 Relación de adición de catalizador: Una alta relación diluye la 
concentración de metales y permite un menor tiempo para que el vanadio 
se oxide completamente. 
2.8 Cinética de las reacciones 
 
La cantidad de compuestos químicos que participan en las reacciones de 
desintegración catalítica hace imposible el correcto modelamiento cinético dentro 
del reactor. Para poder modelar correctamente este comportamiento, se necesita 
“agrupar” varios compuestos químicos dentro de uno solo pseudocomponente 
(lump), donde deben mostrar algunas o varías propiedades en común (punto de 
ebullición, peso molecular, reactividad, etc). Así se logra desarrollar un 
modelamiento cinético basado en una secuencia de reacciones simplificada. 
(Araujo Monroy , 2000) 
Modelo de reacción de tres lumps 
Unos de los primeros modelos cinéticos de desintegración catalítica fue estudiado 
por Weekman, donde comprendía solo tres lumps; gasóleo, gasolina (C5-221°C) y 
gases más coque, con sus respectivos coeficientes de rapidez de reacción. 
(Ancheyta Juarez , 1998) 
 
Figura 2-10 Modelo de 3 lumps 
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30 
 
El lump “gasóleo”, representa la carga anterior al rango del punto de ebullición de 
la gasolina, el lump “gasolina”, corresponde al rango del producto gasolina y el 
lump “gases más coque” representa el coque y los productos C1-C4. 
Para este modelo se consideró una reacción de segundo orden para la 
desintegración de gasóleo (y1) y de primer orden para la gasolina (y2): 
dy1
dt
=-k1y1
2∅-k3y1
2∅=-(k1+k3)y1
2∅=-k0y1
2∅ 
dy2
dt
=k1y1
2∅-k2y2 ∅=(k1y1
2-k2y2 )∅ 
dy3
dt
=(k3y1
2-k2y2 )∅ 
∅ = es la función de decaimiento del catalizador ∅=e-kdtc 
La sencillez del modelo, permite obtener resultados de manera rápida al modificar 
las variables de operación, permitiéndonos evaluar los parámetros cinéticos. 
Uno de los problemas sobre este modelo, es que se agrupa al coque con los 
gases, impidiendo que se realice un análisis confiable sobre la desactivación del 
catalizador por la cantidad del coque producido. 
A lo largo del tiempo, se han presentado diferentes propuestas sobre la cantidad 
de lumps para el análisis cinético del reactor, en la mayoría de ellos, se deja al 
coque como un solo lump para poder analizar su comportamiento. 
Algunos de estos modelos, son presentados a continuación: 
Modelo de reacción de cuatro lumps 
Muchos autores se han basado en el modelo de Weekman donde se separa el 
coque del lump de gases para un mejor análisis y predecir su rendimiento de 
forma independiente. (Araujo Monroy , 2000) (Ancheyta Juarez , 1998) 
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Figura 2-11 Modelo de 4 lumps 
Los rendimientos de gasóleo (y1) y gasolina (y2) son similares a las ecuaciones 
propuestas por Weekman con los siguientes valores para las constantes cinéticas: 
k0=k1+k3 
k3=k3,1+k3,2 
k2=k2,1+k2,2 
 Para los gases (y3) y el coque (y4) se tienen las siguientes ecuaciones de rapidez 
de reacción: 
dy3
dt
=(k3,1y1
2-k2y2 )∅ 
dy
4
dt
=(k3,2y1
2-k2,2y2 )∅ 
Modelo de reacción de cinco lumps 
Maya-Yescasy López-Isunza, propusieron un modelo cinético de cinco lumps para 
la simulación dentro del reactor de FCC. Los lumps propuestos son: gasóleo de 
vacío (gol, Peb>342 °C), gasóleo ligero (gli, Peb: 217-342 °C), gasolina (ga 
Peb=217°C), gases volátiles (gv) y coque (Ancheyta Juarez , 1998) 
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Figura 2-12 Modelo de 5 lumps 
Modelo de reacción de seis lumps. 
Este modelo fue propuesto por Takatsuka en donde se pretende hacer un mejor 
modelamiento de la cinética del reactor. Este modelo incluye el residuo de la 
destilación al vacío y aceite en suspensión de coque en un solo lump (VR/CSO), 
aceite cíclico pesado (HCO), LCO (aceite cíclico ligero), gasóleo ligero (VGO), 
coque y gasolina (Chang, Pashikanti, & Liu, 2012) 
 
Figura 2-13 Modelo de 6 lumps 
En los modelos anteriores, el criterio para definir los lumps fue el punto de 
ebullición. Sin embargo, existe otra manera de definirlo. Nos referimos a modelos 
que pretenden una descripción más detallada de la carga de alimentación del 
gasóleo, y de los productos más importantes de las reacciones de desintegración. 
Esta forma es agrupar los componentes en familias químicas comunes en el crudo 
de petróleo como las parafinas, olefinas, naftenos, etc. 
 
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Modelo de reacción de diez lumps. 
El modelo de diez lumps, fue propuesto por Jacob en 1976. En este estudio se 
separa al gasóleo de carga en especies agrupadas en parafinas, naftenos y anillos 
aromáticos. Además, se introduce el efecto de la cantidad de nitrógeno presente, 
el decaimiento de la activada del catalizador y rangos de punto de ebullición como 
en los modelos con un número menor de lumps. En este modelo las constantes 
cinéticas se mantienen independientes de la composición de la carga. 
En este aspecto es muy importante, ya que gracias a este tipo de modelo, se 
puede predecir el comportamiento de la desintegración para una gran variedad de 
composiciones en la alimentación y conocer el rendimiento y selectividad de los 
productos importantes como la gasolina y gases ligeros. (Araujo Monroy , 2000) 
 
Figura 2-14 Modelo de 10 lumps 
 
Dónde: 
PI = Fracción en peso de los componentes parafínicos contenidos en un intervalo 
de ebullición entre 211-343 °C 
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NI = Fracción en peso de los componentes nafténicos contenidos en un intervalo 
de ebullición entre 211-343 °C 
CAl = Fracción en peso de los componentes con anillos aromáticos contenidos en 
un intervalo de ebullición entre 211-343 °C 
AI = Fracción en peso de los componentes con grupos sustituyentes aromáticos 
contenidos en un intervalo de ebullición entre 211-343 °C 
Ph = Fracción en peso de los componentes parafínicos que presentan puntos de 
ebullición mayores a 343 °C 
Nh = Fracción en peso de los componentes nafténicos que presentan puntos de 
ebullición mayores a 343 °C 
CAh = Fracción en peso de los componentes con anillos aromáticos que presentan 
puntos de ebullición mayores a 343 °C 
Ah = Fracción en peso de los componentes con grupos sustituyentes aromáticos 
que presentan puntos de ebullición mayores a 343 °C 
G = Fracción en peso de la gasolina (componentes contenidos en el intervalo de la 
gasolina con un punto de ebullición aproximadamente de 211°C) 
C = Fracción en peso de coque (componentes en el intervalo de C1-C4 más el 
coque) 
Modelo de reacción de 21-lumps 
El modelo de 21-lumps fue desarrollado por AspenTech (aspentech, 2011), con la 
finalidad de poder modelar con mayor exactitud las reacciones llevadas a cabo en 
el riser de la FCC. Este modelo es muy similar al modelo de diez lumps 
desarrollado por Jacob, porque se hace un agrupamiento de los componentes en 
base al punto de ebullición y al tipo de compuesto químico, con la diferencia que 
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en el modelo desarrollado por AspenTech, incluye un lump para los componentes 
pesados (especies con un punto de ebullición superior a 510 °C), divide los lumps 
de compuestos aromáticos en dos: compuestos aromáticos con cadenas laterales 
y compuestos aromáticos con múltiples anillos; divide el lump de coque en dos: 
coque producido por las reacciones de craqueo (coque cinético) y coque 
producido por la actividad de metales (coque-metal). (Chang, Pashikanti, & Liu, 
2012) 
 
Figura 2-15 Modelo de 21 lumps 
 
 
 
 
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Tabla 2-2 Modelo de 21 lumps 
Lumps Rango de temperatura de 
ebullición 
Gases ligeros “C” <C5 
Gasolina “G” C5 -221 °C 
Parafinas ligeras “Pl” 
221-343 °C 
Naftenos ligeros “Nl” 
Aromáticos ligeros con una cadena lateral “Asl” 
Aromáticos ligeros con un anillo “Ar1l” 
Aromáticos ligeros con dos anillos “Ar2l” 
Parafinas pesadas “Ph” 
343-510 °C 
Naftenos pesados “Nh” 
Aromáticos pesados con una cadena lateral 
“Ash” 
Aromáticos pesados con un anillo “Ar1h” 
Aromáticos pesados con dos anillos “Ar2h” 
Aromáticos pesados con tres anillos “Ar3h” 
Parafinas residuales “Rp” 
+510 °C 
Naftenos residuales “Rn” 
Aromáticos residuales con una cadena lateral 
“Ras” 
Aromáticos residuales con un anillo “Ra1” 
Aromáticos residuales con dos anillos “Ra2” 
Aromáticos residuales con tres anillos “Ra3” 
Coque cinético (producido por reacciones de 
desintegración) “Kcoke” 
Coque 
Coque Metal (Producido por la actividadde los 
metales en el catalizador) “Mcoke” 
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Modelo cinético de Froment 
Existe un método más exitoso propuesto por Froment llamado evento simple. Este 
permite una descripción “mecanicista” de la desintegración catalítica. Está basado 
en los mecanismos conocidos de las varias reacciones que involucran iones 
carbenio. Toma en cuenta diferentes reglas, el número de constantes 
desconocidas no es muy grande (cerca de 50), y un método de determinación de 
ellas, usa algunas reacciones claves de hidrocarburos puros. No obstante la 
aplicación del método evento simple está lejos de alcanzar debido a la 
complejidad analítica y las limitaciones computacionales. Además el 
ensuciamiento por coque no es considerado. 
Los modelos mecanísticos tratan a los compuestos intermedios de reacción como 
iones y radicales libres que ocurren en proceso catalítico de la FCC. Teorías de 
transición de estado ayudan a cuantificar la contante de rapidez de reacción 
involucrada en la adsorción, reacción y desorción que se llevan a cabo en la 
superficie del catalizador. Froment y colaboradores han sido pioneros en el uso 
de cada modelos en una refinería y han desarrollado un modelo de craqueo 
catalítico para el gasóleo a vacío. (Rivera Toledo, 2003) (Froment , Bischoff, & De 
Wilde, 2011) 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
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Capítulo 3 
Simulación 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
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3.1 Descripción del proceso 
 
La Unidad Catalítica FCC N° 2 (U-13000) está diseñada para procesar 42000 
BSPD de carga de una mezcla de Gasóleos Pesados Atmosféricos, de Vacío y de 
Coquización, provenientes de un crudo tipo Maya. La unidad permite la reacción 
de la mezcla de gasóleos para producir productos intermedios y finales, tales 
como: Gas combustible, Propileno de alta pureza, Propano, mezcla de Butenos, 
Gasolina, Aceite Cíclico Ligero, Aceite Cíclico Pesado (que puede ser utilizado 
como diluente de Combustóleo y Aceite Decantado). 
El carbón formado en la reacción es quemado, aprovechando el calor de la 
reacción para generar Vapor de Alta Presión. La unidad está diseñada para operar 
a una conversión no menos a 84% peso. (Basada en un punto de corte de 
gasolina de 220 °C). El objetivo de la unidad es maximizar el rendimiento hacia 
gasolinas y olefinas 
Un componente importante de la unidad Catalítica FCC N° 2 es el Convertidor, el 
cual es una tecnología avanzada (Orthoflow Cracking Technology) con ciclones 
cerrados (closed cyclons), desarrollada conjuntamente por KELLOGG y MOBIL. El 
Convertidor se divide en tres secciones básicas: Rector (Riser), 
Desgasificador/Agotador (Disengager/ Stripper) y Regenerador (Regenerator). 
En este tipo de Convertidor, el catalizador en polvo fluye del Reactor, donde la 
reacción de craqueo se lleva a cabo y se deposita carbón en su superficie; a 
través del Desgasificador/Agotador hacia el Regenerador, donde el catalizador es 
regenerado al ocurrir la combustión del coque. Una vez limpio de coque, el 
catalizador es regresado al Reactor. 
La carga es precalentada y entra en contacto con catalizador caliente. El 
catalizador es separado de los productos de la reacción en el Desgasificador y 
regenerado por el quemado del carbón. El catalizador regenerado es recirculado 
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nuevamente a reacción. La energía térmica de los gases de combustión calientes, 
producto del quemado de carbón, es aprovechada para generar Vapor de Alta 
Presión. 
Una vez separados del catalizador, los productos de la reacción son conducidos a 
la Fraccionadora Principal para su separación y envío a almacenamiento. La 
corriente de vapores del domo es una mezcla de gas y líquido. El Aceite Cíclico 
Ligero y el Aceite Cíclico Pesado son separados y aprovechada su energía 
térmica para intercambio de calor. (PEMEX Refinación , 2007) 
3.2 Simulador ASPEN-HYSYS V.8.8 
 
Aspen-Hysys es un simulador que permite la integración de múltiples operaciones 
unitarias, expresiones de reacciones cinéticas, tiene un gran número de paquetes 
termodinámicos y una gran base de datos fisicoquímicos de diferentes 
compuestos químicos. Dentro del ambiente de simulación, se permite hacer un 
diseño conceptual y simular cualquier proceso industrial químico, tanto en régimen 
estacionario como dinámico. 
En un marco general, se puede generar un esquema de proceso dentro de la 
industria química, esta se puede construir en tres etapas: síntesis, simulación y 
optimización. (Martínez Sifuentes , Alonso Dávila , López Toledo, Salado Carbajal, 
& Rocha Uribe , 2003) 
Síntesis de procesos: Es la etapa en la cual se crea la estructura básica del 
diagrama de flujo, se selecciona los equipos a utilizar, y se establecen valores 
iniciales de operación. 
 
 
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Figura 3-1 Esquema general en el diseño de un proceso 
 
Simulación de procesos: Es la etapa en la cual se requiere solucionar balances 
de materia y energía para un proceso estacionario. El número de variables que 
aparecen en la descripción matemática de una planta de proceso químico puede 
ser tan grande como 100000, y el número de ecuaciones no lineales que deben 
resolverse pueden ser del orden de miles. La ventaja de utilizar simuladorescomerciales como Hysys, es que cuenta con una gran cantidad de datos 
fisicoquímicos y de transporte, que permite realizar los balances de materia y 
energía, al grado de obtener resultados altamente confiables. 
Optimización: En esta etapa, la optimización puede ser paramétrica o estructural. 
La optimización paramétrica se realiza modificando parámetros tales como presión 
o temperatura, mientras que la optimización estructural se realiza cuando se 
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hacen modificaciones al diagrama de flujo, involucrando a los equipos o sus 
interconexiones. 
3.2.1 Modelo Termodinámico 
 
Como ya se mencionó, el Simulador Aspen-Hysys cuenta con una gran variedad 
de modelos termodinámicos que nos ayudan a predecir el cambio de las 
propiedades de los componentes a lo largo del proceso. 
El simulador provee de ecuaciones de estado para el tratamiento de sistemas de 
hidrocarburos. Se realizan por medio de modelos semi-empíricos. 
En los siguientes diagramas se pueden ver los criterios generales a considerar 
cuando se elige un modelo termodinámico. En este trabajo se eligió la ecuación de 
Peng-Robinson, debido a que es ampliamente utilizada en el modelo de sistemas 
de hidrocarburos, asimismo es ampliamente aplicable en una gran variedad de 
sistemas, en un intervalo muy grande de condiciones de operación. (Zapata López 
, 2013) 
 
 
Figura 3-2 Paquete termodinámico Electrolitos 
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Figura 3-3 Paquete termodinámico "Procesamiento de aceite y gas" 
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Figura 3-4 Paquete termodinámico "Petroquímico" 
Si hay ácidos carboxílicos y se elige un paquete que utilice coeficientes viriales, 
considerar un modelo de vapor para la fase vapor. 
Si hay dos fases líquidas utilizar NRTL o UNIQUAC 
 
Figura 3-5 Paquete termodinámico "Suministro de energía" 
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Figura 3-6 Paquete termodinámico "Refinación" 
 
3.3 Caracterización de la carga y productos. 
 
Aspen-Hysys contiene una gran biblioteca de compuestos que pueden ser usados 
dentro de la simulación. En general contiene compuestos tradicionales, electrolitos 
e hipotéticos. 
El programa permite la creación de pseudocomponentes para modelar el flujo de 
crudo a partir de una curva TBP, la cantidad de pseudocomponentes generados 
depende de los intervalos que se desee generar. 
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Se dispuso de datos de ensayos de laboratorio D-1160 para la carga, ensayos 
D-86 para la gasolina y el aceite cíclico ligero, y cromatografía de gases para los 
demás productos. (aspentech, 2011) 
3.4 Variables principales de la operación. 
 
Existen cuatro variables de operación, que afectan el grado de conversión que se 
logra en la unidad FCC, que son: 
 Actividad del catalizador 
 Temperatura de salida del riser 
 Tiempo de contacto del hidrocarburo y el catalizador 
 Proporción hidrocarburos-catalizador en el riser. 
Estas variables deben controlarse con el fin de evitar una desintegración excesiva 
de la alimentación formándose gas y coque, provocando un uso excesivo del 
catalizador. (Marín Castellanos , 2010) 
Por otro lado, el balance de calor en general quedará condicionado por 3 aspectos 
 Los requerimientos de calor en el riser para llevar a cabo la reacción a la 
conversión deseada. 
 La cantidad de coque formado en el catalizador, combustible que 
determinará en cierta medida la temperatura que adquiera el catalizador en 
el regenerador. 
 El flujo de catalizador regenerado caliente que es devuelto al riser. 
Las variables de operación más importantes del FCC, que pueden ser controladas 
directamente son: 
 Temperatura de riser 
 Flujos de recirculación 
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 Temperatura de precalentamiento 
 Flujo de carga 
 Flujo de aire al regenerador 
 Flujo de reposición de catalizador. 
 Flujos de aire o gas para fluidización. (Torres Moreno , 2010) 
3.5 Balance de materia y energía. 
En este trabajo no se discute sobre el estudio de las ecuaciones de balance de 
materia y energía con las cuales se modela el convertidor FCC, pero se muestran 
para poder tener un mejor entendimiento sobre su comportamiento. Se 
mencionarán las principales suposiciones que se citan en la literatura sobre la 
obtención de dichas ecuaciones que modelan al convertidor FCC. (Marín 
Castellanos , 2010) (Dhankhar & Prasad, 2014) 
Consideraciones hechas para poder realizar el balance de materia: 
 El riser es considerado como un reactor tubular de flujo pistón. 
 La dispersión axial y radial dentro del reactor se considera insignificante. 
 La capacidad calorífica y viscosidad de todos los componentes se 
consideran constantes. 
 La temperatura del gas y del catalizador se considera la misma en cada 
seccióndel riser. 
 Vaporización instantánea de la alimentación al catalizador. 
 La velocidad de gas es la misma a lo largo del tubo. 
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Figura 3-7 Corte transversal Riser 
Ecuación de balance de materia: 
dyi
dz
=
AT (1-ε)ρcat ri
Fg
 
Donde: 
( 3-1) 
 
 
Fg=Fgo+Fds 
 
Rapidez de reacción: 
 
 ri = kiyiØ ( 3-3) 
 
( 3-2) 
 
 
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Rapidez de desactivación del catalizador 
 
Ø=ØKCOKEØMCOKE ( 3-4) 
 
 
Dónde: 
 
ØKCOKE=e(-aKCOKE )(CKCOKE) ( 3-5) 
 
 
ØMCOKE=e(-aMCOKE )(CMCOKE)f(CMETALS) ( 3-6) 
 
Ecuación de balance de energía: 
Balance de energía entre las corrientes de carga de gasóleo y catalizador 
regenerado. 
Fcat Cpcat (T-Tcat)+ FgoCpgo
l (Tvap-Tgo)+ Fgo Cpgo
v (T- Tvap)+ Fgo ∆Hvap+ Fcat Cpcat (T-Tds)=0 
 
 
( 3-7) 
 
Balance de energía para el riser: 
dT
dz
= 
∑ ri ∆Hi ni=1 AT (1-ε)ρcat 
(Fg Cpg+ Fcat Cpcat)
 
 
( 3-8) 
 
 
Dónde: 
yi = Composición del componente i a lo largo del riser 
Z = Longitud del riser 
(1-ε) = Espacio vacío que no ocupa el catalizador 
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ρcat = Densidad del catalizador 
AT= Área transversal del tubo 
Fgo=Flujo másico de gasóleo de carga 
Fds=Flujo másico de vapor de dispersión 
Fcat = Flujo másico del catalizador hacia el riser 
aMcoke= Factor de actividad de Mcoke 
aKcoque= Factor de actividad de Kcoke 
CKcoke= Concentración de Kcoke en el catalizador 
CMcoke= Concentración de Mcoke en el catalizado 
CMETALS= Concentración de metales en el catalizador 
Cpcat = Capacidad calorífica del catalizador 
Cpgo
l = Capacidad calorífica del gasóleo en fase líquida 
Cpgo
v = Capacidad calorífica del gasóleo en fase gaseosa 
 Tcat = Temperatura del catalizador hacia el riser 
Tds = Temperatura de vapor de dispersión 
∆Hi = Entalpia de reacción de cada especie 
ri = Rapidez de reacción por cada componente 
 
 
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3.6 Simulación del convertidor FCC. 
 
Datos proporcionados para realizar la simulación: 
Cabe recalcar que algunos de los datos fueron obtenidos gracias a la bibliografía 
proporcionada. 
Tabla 3-1 “Datos necesarios para realizar la simulación” 
Descripción 
Crudo Origen MAYA 
Porcentaje Vol. Del Total % 100 
Gravedad Específica 22.2 
Porcentaje de Hidrodesulfurados, 
%HDS 
28.4 
Contenido de Azufre %p 2.02 
Viscosidad, Pa.s @50° C 0.001(1) 
Nitrógeno Total, %p 0.1(2) 
Nitrógeno Básico, ppmp 300 
Metales, ppmp 1.2(4) 
Punto de Anilina, °C 80(2) 
Número de Cetano (5) 
Carbón Ramsbottom, %p 0.33(2) 
Carbón Conradson, %p 0.33 
Contenido de Sodio, ppmp <2(6) 
Destilación, °C D-1160 
T.I.E. 303(2) 
10 %vol 362(2) 
30 %vol 399(2) 
50 %vol 422(2) 
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70 %vol 467(2) 
90 %vol 536(2) 
T.F.E 670(2) 
1.-Pa.s @ 204.4 °C 4.- Níquel + Vanadio 
2.- Valor Estimado por Kellogg 5.- No Aplica 
3.- Níquel + Vanadio + Hierro 6.- Máximo Permitido 
 
Tabla 3-2 “Servicios de vapor” 
Servicios de calentamiento al reactor 
 Flujo Kg/h Temperatura °C Presión kPa 
Vapor de dispersión 5100 335 2062 
Vapor de agotamiento 7300 335 2062 
 
Tabla 3-3 “Dimensiones del riser y regenerador” 
Información del riser 
Diámetro m 1 
Longitud m 32 
Temperatura de salida °C 549 
Presión del reactor kPa 300.1 
Zona de terminación del Riser 
Altura m 0.350 
Diametro m 1.37 
Agotador del catalizador 
Altura m 7.62 
Diámetro m 3.048 
Diámetro del anillo m 1 
Información regenerador 
http://images.google.com.mx/imgres?imgurl=http://www.alfa-editores.com/web/images/stories/NOTIALFA/LOGOS/unam_ok.gif&imgrefurl=http://www.alfa-editores.com/web/index.php?option=com_content&task=view&id=853&Itemid=28&usg=__lwWhc4owum-1vjgtNBzt80e1KyM=&h=562&w=560&sz=19&hl=es&start=1&um=1&tbnid=zgjoFItw_H9QEM:&tbnh=133&tbnw=133&prev=/images?q=UNAM&hl=es&safe=off&rlz=1W1SNNT_esMX343MX343&um=1
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Diámetro de la fase diluida m 9 
Diámetro de la fase densa m 6 
Diámetro de la interfase m 9 
Altura del ciclón de entrada m 15.24 
Diámetro del ciclón de entrada m 2.284 
Diámetro del ciclón de salida m 1.219 
Flujo de aire al regenerador Kg/h 244138 
Temperatura de la cama °C 729 
Temperatura de la fase diluida °C 746 
Presión del regenerador °C 296.5 
 
En el simulador, lo primero que se necesita es especificar los componentes con 
los que se trabajará. Debido a que se va a trabajar con gasóleo derivado de la 
torre de destilación al vacío, es imposible cuantificar la cantidad de componentes 
que lo conforma. Por esta razón, se emplea un archivo proporcionado por el 
simulador, donde contiene todos los componentes básicos que comúnmente se 
encuentran en los diferentes procesos de refinación. 
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