universidad simón bolívar decanato de estudios profesionales

UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR
DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES
COORDINACIÓN DE INGENIERÍA QUÍMICA
SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE DESHIDROGENACIÓN CATALÍTICA DE
PROPANO PARA LA PRODUCCIÓN DE PROPILENO
Por:
Amaloa Yunaria Quintero Villalobos
INFORME DE PASANTÍA
Presentado ante la Ilustre Universidad Simón Bolívar
como requisito parcial para optar al título de
Ingeniero Químico
Sartenejas, Enero de 2010
UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR
DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES
COORDINACIÓN DE INGENIERÍA QUÍMICA
SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE DESHIDROGENACIÓN CATALÍTICA DE
PROPANO PARA LA PRODUCCIÓN DE PROPILENO
Por:
Amaloa Yunaria Quintero Villalobos
Realizado con la asesoría de:
Tutor académico: Narciso Pérez
Tutor industrial: María A. Rodríguez
INFORME DE PASANTÍA
Presentado ante la Ilustre Universidad Simón Bolívar
como requisito parcial para optar al título de
Ingeniero Químico
Sartenejas, Enero de 2010
ACTA
RESUMEN
El tema del presente trabajo es el desarrollo de un modelo de simulación en estado estacionario
en ASPEN PLUS®, de una planta de deshidrogenación catalítica de propano para producir 455
millones de toneladas métricas al año de propileno, la cual será instalada en el Complejo José
Antonio Anzoátegui en Venezuela. La planta consta de dos secciones: fraccionamiento y
reacción. La de fraccionamiento consta de cinco columnas de destilación y absorción que tienen
como función separar los productos de la reacción para obtener propileno en un 99% de pureza y
recircular el propano que no reaccionó a la corriente de alimentación de propano fresco. Para el
desarrollo de la simulación, se identificaron las condiciones de operación y diseño de los equipos
principales de ambas secciones y se seleccionó el modelo termodinámico de Redlich-KwongSoave, luego se procedió a realizar la simulación con las condiciones de operación suministrada
por la empresa, además se calculó a fin de ajustar los perfiles de las columnas las eficiencias de
Murphree. Por último se analizaron los resultados arrojados por el simulador.
Palabras clave: ASPEN PLUS ®, deshidrogenación, propano, propileno, columnas de
destilación y absorción, diagrama de flujo y proceso.
iv
AGRADECIMIENTOS
Agradezco profundamente primeramente a mi familia por brindarme todo el apoyo durante mi
carrera en la Universidad.
A PEQUIVEN S.A. por ofrecerme la oportunidad de trabajar junto a ellos durante mi estadía en
la pasantía, especialmente quiero agradecer a los ingenieros María Rodríguez quien fue mi tutora
industrial por brindarme las herramientas necesarias para la realización de este trabajo, a
Xiolymar Guzmán y Sohanny Rojas por apoyarme y guiarme durante mi estadía en la empresa
Por último al Prof. Narciso Pérez por la orientación y el apoyo brindado durante la realización
del presente trabajo.
v
ÍNDICE GENERAL
RESUMEN ..................................................................................................................................... iv
AGRADECIMIENTOS ................................................................................................................... v
ÍNDICE DE TABLAS .................................................................................................................... ix
ÍNDICE DE FIGURAS ................................................................................................................... x
LISTA DE ABREVIATURAS .................................................................................................... xiii
INTRODUCCION ........................................................................................................................... 1
CAPÍTULO 1 DESCRIPCIÓN DE LA EMPRESA ....................................................................... 3
CAPÍTULO 2 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ........................................................................... 6
2.1. Sección de fraccionamiento y de reacción ............................................................................... 6
2.2. Sección continua de regeneración catalítica: área reactor ........................................................ 7
2.3.Sección continua de regeneración catalítica: regeneración ....................................................... 8
CAPÍTULO 3 MARCO TEÓRICO .............................................................................................. 10
3.1. Destilación flash ..................................................................................................................... 10
3.2. Destilación continua ............................................................................................................... 11
3.3. Columnas de absorción........................................................................................................... 12
3.4. Tasa reflujo óptimo................................................................................................................. 14
3.5. Método de Fenske para el número mínimo de etapas ............................................................ 15
3.6. Posición de la alimentación .................................................................................................... 15
3.7. Método de Gilliland ................................................................................................................ 16
3.8. Simulador ASPEN PLUS® .................................................................................................... 17
3.9. Eficiencia del plato ................................................................................................................. 18
3.10. Diámetro de columna de platos y empacada ........................................................................ 22
3.11. Parámetro de flujo ................................................................................................................ 22
3.12. Simulación de reactores ........................................................................................................ 23
vi
3.13. Ecuaciones de estado ............................................................................................................ 24
3.13.1. Ecuaciones cúbicas de estado ............................................................................................ 25
3.13.2. Selección del modelo termodinámico ............................................................................... 27
3.14. Proceso de deshidrogenación................................................................................................ 28
3.14.1. Teoría de la deshidrogenación ........................................................................................... 28
3.14.2. Entalpías y equilibrio ......................................................................................................... 29
CAPÍTULO 4 MARCO METODOLÓGICO ............................................................................... 31
4.1. Información del proceso y selección del modelo termodinámico del mismo ........................ 31
4.2. Desarrollo del modelo de simulación en ASPEN PLUS®: Selección de los equipos y
consideraciones. ................................................................................................................... 31
4.3. Mejoras de la simulación ........................................................................................................ 33
4.4. Ajustes y comprobación de la factibilidad técnica de la planta .............................................. 33
CAPÍTULO 5 RESULTADOS Y DISCUSIÓN ........................................................................... 35
5.1. Selección de los sistemas o procesos a simular ..................................................................... 35
5.1.1. Bases para la simulación de la sección de fraccionamiento ................................................ 37
5.2. Desarrollo del modelo de simulación: Selección de equipos y resultados iniciales ............... 39
5.2.1. Especificaciones y condiciones de operación de la sección de fraccionamiento a partir
de las condiciones de diseño. ............................................................................................... 39
5.2.2. Condiciones iniciales en la sección de reacción. ................................................................. 41
5.2.3. Resultados obtenidos de la primera simulación .................................................................. 44
5.3. Ajustes en las especificaciones de los equipos en la simulación. .......................................... 46
5.4. Análisis de los resultados finales de la simulación. Consideraciones .................................... 48
5.4.1 Sección de fraccionamiento (Unidad 100) ........................................................................... 48
5.4.2. Sección de reacción (Unidad 200) ....................................................................................... 68
5.5. Comprobación de la factibilidad técnica de la planta. ............................................................ 70
vii
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES ............................................................................ 72
REFERENCIAS ............................................................................................................................ 73
APÉNDICES ................................................................................................................................. 74
viii
ÍNDICE DE TABLAS
Tabla 3.1. Entalpías de reacción en estado gaseoso a 800 K......................................................... 29
Tabla 3.2. Conversiones de equilibrio en porcentaje de la reacción propano  propileno + H2 ...29
Tabla 3.3. Temperaturas en la cual el 50% de la deshidrogenación es posible a 1 atm de
presión......................................................................................................................... 30
Tabla 5.1. Condiciones de operación de los equipos de la sección de fraccionamiento ............... 39
Tabla 5.2. Condiciones de operación de los cuatro reactores a partir de los datos de diseño ....... 41
Tabla 5.3. Rendimientos normalizados de los compuestos involucrados en los reactores
basados en los datos de diseño.................................................................................... 43
Tabla 5.4. Especificaciones de los equipos que componen el sistema de separación en frío........ 43
Tabla 5.5. Estatus de las corrientes de reciclo de la planta ........................................................... 44
Tabla 5.6. Eficiencia Murphree en las columnas de la sección de fraccionamiento de la planta .. 46
Tabla 5.7. Relación de flujos obtenidos de las principales parafinas con sus respectivas
olefinas en el tren de reacción .................................................................................... 68
Tabla A.1. Tabla de corrientes con los resultados arrojados por el simulador de las corrientes
principales ................................................................................................................... 76
Tabla A.2. Tabla de corrientes que contienen los valores de referencia proporcionado por el
licenciante ................................................................................................................... 78
ix
ÍNDICE DE FIGURAS
Figura 2.1. Diagrama de bloques de la planta. ................................................................................ 9
Figura 3.1. Destilación flash.. ........................................................................................................ 10
Figura 3.2. Columna de fraccionamiento con calderín o reheervidor y condensandor.. ............... 11
Figura 3.3. Estructura de una columna de absorción. .................................................................... 13
Figura 3.4. Método gráfico de Gilliland ........................................................................................ 16
Figura 3.5. Composición local y media de un vapor para un plato no mezclado. ......................... 19
Figura 3.6. Bosquejo del método del factor de absorción.. ........................................................... 20
Figura 3.7. Operación normal de un plato perforado. ................................................................... 21
Figura 3.8. Estructura de un plato perforado ................................................................................. 21
Figura 3.9. Correlación generalizada de la caída de presión ......................................................... 23
Figura 3.10. Selección del modelo termodinámico establecido por Carlson ................................ 27
Fiura 5.1. Diagrama de proceso de la planta ................................................................................. 36
Figura 5.2. Perfil de temperaturas y presiones de la columna V-102 ............................................ 48
Figura 5.3. Perfil de temperaturas y presiones de la columna de 37 etapas .................................. 49
Figura 5.4. Perfil de temperatura y presión de la columna de 37 etapas y plato de alimentación
N° 15 ........................................................................................................................... 50
Figura 5.5. Perfiles de las fracciones másicas del propano (C3) hasta isobutano (IC4) en
estado gaseoso. ........................................................................................................... 50
Figura 5.6. Perfiles de las fracciones másicas del propamp (C3) hasta isobutano (IC4) en
estado líquido. ............................................................................................................. 51
Figura 5.7. Perfiles de los flujos másico en estado líquido y vapor en las etapas de la columna . 52
Figura 5.8. Parámetro de flujo de las etapas de la columna. ......................................................... 53
Figura 5.9. Perfil de temperatura y presión de la desorbedora de la despropanizadora ................ 54
Figura 5.10. Perfiles de las fracciones másicas del metano (C1) e isobutano (IC4) en estado
gaseoso. .................................................................................................................... 55
x
Figura 5.11. Perfiles de las fracciones másicas del benceno (BZ) en estado líquido. ................... 55
Figura 5.12. Flujos másico líquido y vapor en las etapas de columna. ......................................... 56
Figura 5.13. Parámetro de flujo en relación a las etapas. .............................................................. 57
Figura 5.14. Perfiles de temperatura de la columna V-104. .......................................................... 57
Figura 5.15. Perfil de composiciones másicas en estado gaseoso del etileno (C2=) hasta el
propano (C3). ........................................................................................................... 58
Figura 5.16. Perfil de concentraciones másicas en estado líquido desde el etileno (C2=) hasta
propano(C3). ............................................................................................................ 59
Figura 5.17. Flujos másicos líquido-vapor en las etapas de la columna. ...................................... 60
Figura 5.18. Parámetro de flujo en las etapas. ............................................................................... 60
Figura 5.19. Perfil de temperatura y presión de la columna rectificadora del deetanizador. ........ 61
Figura 5.20. Perfil de composiciones másicas en estado gaseoso del etano (C2) hasta propano
(C3)........................................................................................................................... 62
Figura 5.21. Perfil de composiciones másicas en estado líquido desde etano (C2) hasta
propano (C3) ............................................................................................................ 62
Figura 5.22. Flujos másico líquido vapor en las etapas de la columna. ........................................ 63
Figura 5.23. Parámetro de flujo ..................................................................................................... 63
Figura 5.24. Perfil de temperatura y presión de la columna V-105............................................... 65
Figura 5.25. Composiciones másicaa de propileno (C3=) – propano (C3) en estado gaseoso. .... 66
Figura 5.26. Composiciones másicas de propileno (C3=) – propano (C3) en estado líquido. ...... 66
Figura 5.27. Flujo líquido y vapor en las etapas. ........................................................................... 67
Figura 5.28. Parámetro de flujo en las etapas. ............................................................................... 67
Figura 5.29. Distribución porcentual de la relación de propileno/propano (C3=/C3) en cada
reactor ....................................................................................................................... 68
Figura 5.30. Distribución porcentual de la relación de etileno/etano (C2=/C2) en cada reactor .. 69
Figura 5.31. Distribución porcentual de la relación de isobutileno/isobutano (IC4=/IC4) en
xi
cada reactor .............................................................................................................. 69
Figura 5.32. Perfil de temperatura en la zona de reacción ............................................................ 70
Figura A.1. Diagrama de la sección de reacción de la planta ........................................................ 74
Figura A.2. Anillos tipo Pall ® metálico ....................................................................................... 74
Figura A.3. Empaque de estructura corrugada FLEXIPAC® ....................................................... 75
xii
LISTA DE ABREVIATURAS
𝐴 : Área de la superficie de la columna.
𝐴𝑒 : Factor de absorción efectivo en la zona de rectificación.
𝐴𝐻𝐾,𝐽 : Factor de absorción del clave pesado en la etapa j.
𝐴𝐿𝐾,𝐽 : Factor de absorción del clave liviano en la etapa j.
𝑎: Constante de las ecuaciones cúbicas de estado.
𝑏: Constante de las ecuaciones cúbicas de estado.
𝐷: Flujo del producto de tope o destilado, diámetro de la columna.
𝐸𝑀𝑉 : Eficiencia de Murphree.
𝐹 : Flujo de alimentación.
ℎ𝑓 : Entalpía, energía por mol o por unidad de masa de la alimentación.
ℎ𝑙 : Entalpía, energía por mol o por unidad de masa del líquido.
ℎ𝑣 : Entalpía, energía por mol o por unidad de masa del vapor.
𝐾𝐻𝐾,𝐽 : Volatilidad del clave pesado en la etapa j.
𝐾𝐿𝐾,𝐽 : Volatilidad del clave liviano en la etapa j.
𝐿: Flujo de líquido de la columna.
𝑁𝑚𝑖𝑛 : Número mínimo de etapas teóricas.
𝑁𝑅 : Número de etapas en la zona de rectificación
𝑁𝑆 : Número de etapas en la zona de desorción o despojamiento.
𝑃: Presión.
𝑃𝑐: Presión crítica del compuesto.
𝑄𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟: Caudal de vapor en la columna.
𝑅: Constante universal de los gases
𝑅𝐷 : Relación de reflujo.
xiii
𝑅𝐷,𝑚𝑖𝑛 : Relación de reflujo mínimo.
𝑆𝑒 : Factor de desorción efectivo en la zona de desorción.
𝑆𝐻𝐾,𝐽 : Factor de desorción de la clave pesada en la etapa j.
𝑆𝐿𝐾,𝐽 : Factor de desorción de la clave liviana en la etapa j.
𝑇: Temperatura.
𝑇𝑐: Temperatura crítica del compuesto.
𝑉: Flujo de vapor de la columna, Volumen molar.
𝑉𝑎𝑠𝑐𝑒𝑛𝑠𝑜: Velocidad de ascenso del gas en la columna.
𝑉𝑐: Volumen crítico del compuesto.
𝑊: Flujo del residuo o producto de fondo.
𝑥𝐻𝐾,𝐷 : Fracción molar o másica en el destilado de la clave pesada.
𝑥𝐻𝐾,𝐹 : Fracción molar o másica en el destilado del clave liviano.
𝑥𝐻𝐾,𝑊 : Fracción molar o másica en el residuo del clave pesado.
𝑥𝑖 : Fracción molar o másica en el líquido del componente i.
𝑥𝐿𝐾,𝐷 : Fracción molar o másica en el destilado del clave liviano.
𝑥𝐿𝐾,𝑊 : Fracción molar o másica en el residuo del clave liviano.
𝑦𝑖 : Fracción molar o de masa en el vapor del componente i.
𝑦𝑛 : Composición de vapor en la salida del plato.
𝑦∗𝑛 : Composición de vapor en equilibrio con la composición de líquido que sale del plato.
𝑧𝐻𝐾,𝐹 : Fracción molar o másica en la alimentación de la clave pesada.
𝑧𝐻𝐾,𝑊 : Fracción molar o másica en el destilado de la clave liviana.
𝑧𝑖 : Fracción de la alimentación que es vaporizada.
𝑧𝐿𝐾,𝐹 : Fracción molar o másica en el destilado del clave liviano.
𝛼: Constante de las ecuaciones de Redlich-Kwong, Redlich-Kwong-Soave y Peng Robinson.
xiv
𝛼𝐿𝐾,𝐻𝐾 : Volatilidad relativa del clave liviano en relación al clave pesado.
𝜌𝑙 y 𝜌𝑣: Densidad del líquido y del vapor.
𝜔: Factor acéntrico de un compuesto
xv
INTRODUCCIÓN
En América Latina y particularmente en Venezuela el proceso de deshidrogenación catalítica de
propano para la obtención de propileno es reciente. Anteriormente el único proceso utilizado para
la obtención de propileno era el craqueo térmico de gas licuado. Hoy en día son muy pocas
plantas en el mundo que emplean esta técnica ya que el nuevo proceso ha sido comercializado
desde 1990 y por ello la mayoría de las plantas a instalarse se encuentran en etapa de proyecto
(Meyers, 2005). La primera planta de deshidrogenación catalítica de propano en Europa fue
instalada en España en el año 2004.
La primera y única planta de olefinas que ha sido instalada en Venezuela está localizada en el
Complejo Petroquímico Ana María Campos en el estado Zulia, inaugurado en 1971. Esta planta
se basa en el craqueo térmico de gas propano y etano para obtener propileno y etileno. En la
planta el gas pasa por una sección de nueve hornos, donde ocurre la pirólisis en presencia de
vapor de agua a temperaturas de operación que sobrepasan los 800 °C. Los productos de la
reacción son: etileno, propileno e hidrógeno (en mayor proporción), que luego pasarán por
procesos de fraccionamiento para la obtención del producto deseado.
El proceso antes mencionado se diferencia de la deshidrogenación catalítica, en que las
reacciones no ocurren en los hornos de craqueo sino en cuatro reactores en serie. Previo a los
reactores, la corriente pasa por un precalentador para alcanzar las condiciones de temperatura y
presión adecuadas para la reacción de deshidrogenación. En la Figura A.1 están representados
mediante un diagrama el tren de reactores.
El proceso de craqueo térmico a pesar de tener un alto rendimiento tiene como desventajas: la
baja selectividad en la reacción, ya que a partir del gas licuado se obtiene un elevado número de
olefinas de cadena corta y ramificadas; las temperaturas de operación de los hornos de craqueo
son elevadas en comparación a los precalentadores de la planta de deshidrogenación catalítica
donde la temperatura máxima es de 923 K, esto ocasiona un aumento en la producción de coque
2
en la zona de hornos que perjudica el funcionamiento de estos equipos a mediano plazo.
La planta de deshidrogenación catalítica para la producción de propileno forma parte del Plan
Nacional Petroquímico 2007-2013 que tiene como objetivo promover el desarrollo industrial y
tecnológico para la diversificación del mercado de olefinas y resinas plásticas a nivel nacional.
Para el desarrollo de este proyecto en específico PEQUIVEN elaboró la planificación del
proyecto de acuerdo a las siguientes etapas: desarrollo de la ingeniería básica, detalle y
construcción de la planta. Actualmente, la ingeniería básica del proyecto, la cual abarca el
diagrama de flujo proceso, el dimensionamiento de los equipos principales (columnas de
destilación y absorción, reactores, intercambiadores) y el diagrama de tuberías e instrumentación,
está completa. La fase actual del proyecto es la armonización de los equipos que, implica la
revisión de la ingeniería básica.
Puesto que se ha completado la ingeniería básica es vital la simulación de la planta en ASPEN
PLUS ® ya que, permitirá optimizar futuras evaluaciones a lo largo de las fases del proyecto y
servirá de apoyo técnico durante el arranque y puesta en marcha de la planta.
El objetivo principal de este trabajo es el desarrollo del modelo de simulación de cada una de
las secciones de la planta de deshidrogenación catalítica en estado estacionario empleando
ASPEN PLUS®, puesto que el modo de operación de la planta es continuo a excepción del
proceso de regeneración catalítica en la sección de reacción, el cual no fue simulado.
Los objetivos específicos del trabajo son los siguientes:
-
Analizar la información básica del diseño del proceso.
-
Seleccionar el modelo termodinámico adecuado.
-
Identificar las condiciones de operación en los equipos principales.
-
Simulación de los equipos principales en cada una de las secciones de la planta.
CAPÍTULO 1
DESCRIPCIÓN DE LA EMPRESA
PEQUIVEN S.A. representa mayoritariamente el sector petroquímico nacional y se encarga de
producir y comercializar productos petroquímicos para el mercado nacional e internacional.
PEQUIVEN fue creada en el año 1977, asumiendo las operaciones del Instituto Venezolano de
Petroquímica (IVP), que fue fundada en 1955. A partir de entonces ha sufrido distintas etapas de
reestructuración, consolidación y expansión, con lo que se ha logrado ampliar su campo de
operaciones, desarrollando un importante mercado interno y externo para sus productos. En
Diciembre de 1977, mediante Decreto Presidencial el IVP se convierte en PETROQUÍMICA DE
VENEZUELA, S.A., siguiendo bajo la tutela del M.E.M. y luego en marzo de 1978 se produce la
afiliación a Petróleos de Venezuela, S.A. En el año 2005 PEQUIVEN se separa de PDVSA y
queda adscrita al Ministerio de Energía y Petróleo por decreto presidencial publicado en la
Gaceta Oficial Nº 38.112 del 25 de junio 2005.
La materia prima básica que emplea PEQUIVEN S.A. es el gas natural, lo cual le da una
ventaja competitiva con respecto a otras industrias petroquímicas que se basan en el petróleo y
por ende en los precios del mismo. Su misión es producir y comercializar con eficiencia y calidad
productos químicos y petroquímicos, en armonía con el ambiente y el entorno, garantizando la
atención prioritaria a la demanda nacional, con el fin de impulsar el desarrollo económico y
social de Venezuela y convertir al país en una potencia petroquímica mundial. Los objetivos
estratégicos se basan en el desarrollo permanente y sustentable; el desarrollo endógeno, social,
científico y tecnológico. Su visión mundial del negocio, aunado a la vinculación con importantes
socios en la conformación de las empresas mixtas en la que participa, han facilitado su
consolidación y presencia en mercados de la región, así como de otras parte del planeta.
Debido a la amplia gama de productos que produce y comercializa PEQUIVEN, está dividida
en tres unidades de comercialización:
4
 Unidad de comercialización de fertilizantes (UCFER): Tiene como responsabilidad la
producción, almacenaje, transporte, distribución y comercialización de todos los fertilizantes
necesarios para abastecer, en primer lugar, la demanda nacional y exportar los excedentes.
Adicionalmente ejecuta programas educativos orientados a la preservación del ambiente y el uso
racional de los fertilizantes (Pequiven, 2008).
La fortaleza en el mercado internacional se encuentra orientada hacia los mercados del Caribe,
Norte, Centro y Suramérica, esta región en la que somos la referencia en cuanto a producción y
precios.
Actualmente esta unidad opera en el Complejo Petroquímico de Morón.
 Unidad de comercialización de olefinas y plásticos (UCOP) está integrada operativamente al
Complejo Petroquímico Ana María Campos, las empresas mixtas Polinter, Propilven, Indesca,
Pralca, Produsal, así como también a su brazo comercial, Coramer. Tiene como responsabilidad
la producción, almacenaje, transporte, distribución y comercialización de las Olefinas y las
Resinas Plásticas, tanto a nivel nacional como a internacional (Pequiven, 2008).
También cuenta con una empresa de Investigación y Desarrollo (Indesca), la cual soporta todos
los desarrollos de PEQUIVEN y las empresas mixtas en el área de polímeros, además de dar
soporte técnico al sector transformador del plástico en nuestro país.
La UCOP tiene como responsabilidad, garantizar la calidad y el suministro de las resinas
plásticas a las empresas transformadoras en Venezuela, con la finalidad de impulsar la
producción de bienes terminados y generar así, mayor valor agregado para Venezuela.
 Unidad de comercialización de productos industriales (UCPI): Está integrada operativamente
al Complejo Petroquímico José Antonio Anzoátegui, el Terminal de Borburata, las empresas
mixtas, Metor, Supermetanol, Superoctanos, Tripoliven, así como también su brazo comercial
Copequim (Pequiven, 2008).
Tiene como
responsabilidad la producción,
almacenaje, transporte, distribución
y
comercialización de todos los aromáticos, oxigenados y los productos químicos industriales, tanto
a nivel nacional como a nivel internacional.
Tiene como misión dirigir el posicionamiento y desarrollo de los negocios focales de
PEQUIVEN en las áreas de Oxigenados, Aromáticos y Químicos Industriales. Motoriza la
optimización del rendimiento de las inversiones de carácter industrial que tiene PEQUIVEN en
5
las empresas mixtas.
Estas unidades son las tres principales líneas de negocios en las que se sostiene la corporación,
que ofrece más de 40 productos petroquímicos a los mercados nacional e internacional.
CAPÍTULO 2
DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
El proceso está basado en una tecnología de deshidrogenación catalítica para producir olefinas
de su correspondiente parafina. La unidad de producción de olefinas deshidrogena propano,
isobutano y butano. Este proceso es comercializado desde 1990 y para el 2004 más de 1250000
toneladas métricas al año de propileno y más de 2500000 de isobutileno se han producido en todo
el mundo, para este caso se desea producir propileno a partir de propano fresco. El proceso está
dividido en tres secciones la de fraccionamiento, de reacción y de regeneración catalítica.
2.1. Sección de fraccionamiento y de reacción.
Primero se introduce propano fresco a la unidad de alimentación donde es tratado primero para
remover nitrógeno y metales, previo a su secado luego es mezclado con propano proveniente de
la torre de separación de propileno-propano. La corriente de propano es enviada a la columna
despropanizadora donde son removidos los componentes pesados a partir de los butanos en
adelante. El tope de la columna es enviado al sistema de separación Cold Box (Caja fría) donde
intercambia calor con el efluente frío del reactor, luego el propano líquido es combinado con gas
de reciclo e intercambia calor con el efluente caliente del reactor.
La corriente es procesada en cuatro reactores (tren de reacción) donde la alimentación es
calentanda a la temperatura deseada de entrada a cada reactor y convertida con una alta
selectividad a monolefinas. Seguidamente de los reactores, el efluente del reactor es enfriado y
comprimido y enviado a la unidad de tratamiento de cloro y a dos columnas de secado a fin de
remover HCl, H2S y H2O antes de entrar al sistema de separación para separar hidrógeno de los
hidrocarburos.
El líquido separado que contiene olefinas y parafinas no convertidas es enviado a la cámara de
hidrogenación selectiva donde se hidrogenan las diolefinas y acetilenos para obtener
monolefinas. El efluente es enviado a la sección deetanizadora que contiene dos columnas: un
desorbedor y un rectificador el cual remueve el etano y sus livianos. El fondo de la columna
7
desorbedora es enviado a una torre fraccionadora propano-propileno para obtener 99% de
propileno. Lo que no se convirtió de propano es reciclado a la despropanizadora combinándose
con el propano fresco. El fondo de la despropanizadora que contiene butanos e hidrocarburos
pesados es removido con gas de cola de la unidad de purificación. Los vapores removidos son
enviados al gas de combustión mientras que el líquido residual es usado como combustible para
hervidores.
Una parte del gas neto producido (mayoritariamente hidrógeno) en el sistema de separación es
enviado al sistema de purificación de hidrógeno, otra parte del hidrógeno producido es usado
como corriente de purga en la sección de regeneración catalítica, el remanente es comprimido y
enviado al reactor de hidrogenación selectiva y a la planta de polipropileno. El gas de cola de la
unidad de purificación de hidrógeno, el remanente de gas neto y otros gases de la deetanizadora
son usados como gas regenerante en los secadores de salida del reactor donde es purificado con
soda cáustica para ser usado como combustible para calentadores.
2.2. Sección continua de regeneración catalítica: área reactor.
La transferencia del catalizador proveniente de la sección de reactor a la sección de
regeneración
y viceversa es la base principal de esta sección. Un sistema de equipos
interconectados transfiere el catalizador rico en atmósfera de hidrógeno e hidrocarburo de la
sección de reacción a la sección de regeneración
El catalizador desgastado debido a la acumulación de coque fluye por gravedad desde del fondo
de cada reactor, dentro de su respectivo colector de catalizador. Aquí el catalizador es enfriado
para prevenir daños en algunas válvulas en las tuberías que transporta al mismo. El catalizador se
desplaza desde los reactores No. 1 hasta el No. 3 a través de un propulsor. El catalizador asciende
hasta el tope del siguiente reactor cuando el catalizador del reactor contiguo ya está desgastado.
En el tope de cada reactor el catalizador entra por la porción superior del reactor, el catalizador
es calentado para minimizar los ciclos de temperatura en el tope del reactor cuando el catalizador
se desplaza en esa porción. El hidrógeno puro proveniente del sistema de purificación es
calentado en el calentador de gas de purga y luego en calentadores eléctricos en cada uno de los
reactores desde el No. 2 hasta el No. 4. El catalizador proveniente del último reactor entra a la
tolva de bloqueo No. 1 en vez de entrar al propulsor, esto permite que se remueva el hidrógeno
del catalizador y cambie a la atmósfera de nitrógeno previo a ser transportado a la sección de
regeneración.
8
2.3. Sección continua de regeneración catalítica: regeneración.
El catalizador del reactor No. 4 es enviado a la tolva de desconexión localizada en el tope de la
torre de regeneración. Las partículas de polvo del catalizador generado por el desgaste normal
durante la circulación en la unidad son removidas en la tolva de desconexión por medio del
contacto en contracorriente con nitrógeno. El gas de elutriación contiene las partículas de polvo
removidas del catalizador que circula hasta el colector de polvo que es a su vez es un sistema de
filtración, luego de ser despojadas las partículas del gas, éste es usado en el área de reacción de
esta sección.
El catalizador dentro de la torre de regeneración fluye por gravedad, donde el carbón (coque)
del catalizador es incinerado por contacto de la corriente circulante de nitrógeno y oxígeno. El
aire es traído por la unidad de secado de aire el cual es calentado antes de entrar a la zona de
secado en el fondo de la torre. El gas cloro proveniente del sistema de cloración es añadido vía
aire al eductor para prevenir aglomeración del platino dentro del catalizador. El aire en la zona de
secado asciende y es mezclado con gas de regeneración circulante en la zona de combustión de
la torre. El gas de regeneración abandona el tope y es enfriado antes de retornar a la zona de
combustión. La concentración de oxígeno dentro de la torre es controlada por el gas de
ventilación de regeneración del tope de la torre para prevenir una alteración en las temperaturas
las cuales son elevadas y pueden causar daños al catalizador.
La salida del gas de ventilación de la torre de regeneración es enfriada y purificada con soda
cáustica circulante y agua para remover HCl, Cl2 y SO2 antes de salir a la atmósfera.
Una vez que el carbono en el catalizador ha sido incinerado en la torre de regeneración, este
fluye por gravedad y entra al controlador del flujo del catalizador.
Al salir de del controlador entra a la tolva que contiene nitrógeno atmosférico, de la tolva el
catalizador se dirige a la tolva de bloqueo No. 2 donde el nitrógeno y oxígeno atmosférico de la
torre de regeneración es removido del catalizador y cambia de atmósfera de nitrógeno a
hidrógeno, el catalizador fluye por gravedad dentro del conector No. 5 donde el hidrógeno puro
es usado para desplazar el catalizador al tope del reactor No. 1 basado en el nivel de catalizador
del reactor. En el tope del reactor No. 1 el catalizador entra a la porción superior del reactor,
también
denominado como zona de reducción. En esta zona, el catalizador de platino es
cambiado su estado de oxidación (como resultado de la combustión en la torre de regeneración) a
su estado de reducción por reaccionar con hidrógeno de alta temperatura. El platino en el
9
catalizador debe ser reducido y redistribuido para una óptima deshidrogenación.
A continuación se muestra el esquema de la planta que ayudará a visualizar la ubicación y el
orden de los equipos más importantes que conforman el proceso. Donde se observa que el
proceso está dividido en dos etapas, la sección demarcada con color rojo es de fraccionamiento y
la de color azul la sección de reacción.
Figura 2.1. Diagrama de bloques de la planta.
CAPÍTULO 3
MARCO TEÓRICO
Las olefinas son hidrocarburos insaturados que están directamente asociados al etileno y al
propileno.
El propileno es un alqueno inodoro, incoloro, tiene un punto de fusión de -185,3 °C y de
ebullición de -48 °C. (Wade, 2004)
Como todo proceso químico además de presentar un tren de reacción, es necesario que
contenga los procesos de separación con la finalidad de obtener el producto final con la mayor
pureza requerida, en este caso el propileno. Por ello es importante detallar y conceptualizar los
diferentes procesos de separación que ocurren en la planta
3.1. Destilación flash
En un proceso de equilibrio, la alimentación es separada en líquido y vapor en equilibrio. La
composición de los compuestos dependerá de la fracción de vapor de la corriente. Este proceso es
muy usado como paso previo a la destilación multicomponente el cual está ilustrado en la Figura
3.1.
Figura 3.1. Destilación flash (Towler y Sinnott, 2008).
11
La expresión para el balance de materia es:
𝐹 ∙ 𝑧𝑖 = 𝑉 ∙ 𝑦𝑖 + 𝐿 ∙ 𝑥𝑖
(3.1)
Y para el de energía
𝐹 ∙ ℎ𝑓 = 𝑉 ∙ ℎ𝑣 + 𝐿 ∙ ℎ𝑙
(3.2)
3.2. Destilación continua
La separación de mezclas líquidas homogéneas depende básicamente de la diferencias de
volatilidad entre los componentes. Mientras mayor diferencia exista entre las volatilidades de los
componentes más sencilla será la separación. En la Figura 3.2, se muestra las partes de un equipo
de destilación. El vapor fluye de manera ascendente mientras que el líquido fluye en
contracorriente y entran en contacto en el interior de los respectivos platos o empaques de la torre
en donde ocurre la separación. Parte de la corriente condensada es devuelta a la torre que sirve de
reflujo y en el fondo la corriente vaporizada que sale del reheervidor se recircula a la torre.
Figura 3.2. Columna de fraccionamiento con calderín o reheervidor y condensandor
(McCabe et al,1991).
12
En la sección por encima de la corriente de alimentación se encuentra la sección de
rectificación donde la concentración de los componentes más volátiles aumenta por ello también
se le denomina sección de enriquecimiento. El reflujo que entra a la columna está a su
correspondiente temperatura de ebullición. Si no lo está, al ponerse en contacto con la corriente
de vapor ascendente alcanza esa temperatura. En el resto de la columna el líquido y el vapor están
a sus respectivas temperaturas de condensación y de ebullición a medida que aumentan las etapas
estas temperaturas aumentarán debido al aumento de presión y al incremento de la concentración
del componente menos volátil. El enriquecimiento del producto tope se da en cada etapa, ya que
el vapor que entra a una etapa tiene una menor concentración del componente más volátil que la
del vapor que estuviese en equilibrio con el líquido que proviene de la etapa superior. Por ende, el
componente más volátil se difunde desde la fase líquida a la de vapor y el menos volátil se
difunde desde la fase vapor a la líquida a lo largo de la columna.
La sección por debajo de la alimentación incluyendo la misma se le llama de desorción o de
agotamiento, donde los componentes más volátiles son despojados del líquido, por lo general el
producto de fondo es prácticamente puro (McCabe et al,1991).
En algunas operaciones, donde el producto de tope está vaporizado, solo es condensado la
corriente de reflujo que se dirige a la columna, este condensador es parcial, tanto el producto
como el reciclo estarán en equilibrio. En el caso en el que el producto que sale es líquido
entonces el condensador es total y tendrá la misma composición que el reflujo. Cuando la
alimentación presenta una composición binaria, el compuesto que sale en el tope y en el fondo es
puro; cuando presenta más de dos compuestos en la entrada solo se obtendrá un producto puro ya
sea en el tope o en el fondo.
3.3. Columnas de absorción
El proceso de absorción se caracteriza por tener un soluto en la fase gaseosa el cual va a ser
absorbido en la fase líquida, como se puede observar en la Figura 3.3. A medida que el flujo
gaseoso asciende en la columna este se reducirá ya que, el soluto presente allí se trasladará a la
fase líquida es decir hacia el fondo de la columna. Al igual que en destilación este proceso
funciona de manera contracorriente.
El proceso de desorción, ocurre de manera inversa, ya que el soluto está contenido en la fase
líquida, el cual al ir recorriendo la columna, el soluto se traspasará a la fase gaseosa. La
diferencia principal entre la absorción y la destilación, es que el agente de separación en la
13
destilación es la diferencia de volatilidades de los compuestos mientras que en la absorción es la
difusión del soluto en fase gas a fase líquida (McCabe et al,1991).
Figura 3.3. Estructura de una columna de absorción (McCabe et al,1991).
Según sea el caso, se debe escoger la separación más apropiada ya sea, destilación, secado,
absorción, filtrado entre otras. Si se desea separar líquidos es preferible la destilación la cual es el
método de separación más usado sobre todo en el sector de hidrocarburos, si se desea obtener
sólidos de una mezcla sólido-líquido depende del tamaño de la partícula de sólido es aplicable la
filtración o el secado.
Cuando las mezclas en destilación son binarias, son aplicables los métodos gráficos
tradicionales (McCabe-Thiele y Ponchon-Savarit) para obtener el número de etapas de la
columna, pero cuando son sistemas multicomponentes estos métodos quedan limitados ya que,
los gráficos son bidimensionales y no pueden representar a todos los componentes de una mezcla.
Por ello hay tres métodos de resolución para estos sistemas: métodos cortos (balance de masa,
cálculos de equilibrio), métodos semi-rigurosos (cálculos de equilibrio en cada etapa y balance
de masa) y rigurosos (además de los cálculos anteriores el balance de energía).
14
Previo al diseño de las columnas de sistemas multicomponente se deben seleccionar los
componentes claves de la mezcla: clave liviano y clave pesado, donde el clave liviano es el
componente que se desea mantener fuera del fondo y el pesado el componente no deseado en el
tope; por lo general la volatilidad del componente liviano es el doble del pesado. El resto de los
compuestos son llamados compuestos distribuidos ya que se encuentran tanto en el tope como en
el fondo de la torre
Para diseñar las torres de destilación es necesario conocer ciertos parámetros como el número
mínimo de etapas para la destilación (Nmin), la relación de reflujo mínimo (Rmin), las
condiciones de la corriente de alimentación (localización del plato de alimentación, fracción de
vapor de la alimentación, número de componentes de la misma, condiciones térmicas) y el tipo de
condensador de la torre (parcial o total).
Cuando una torre opera con el número mínimo de etapas, ocurre que toda la corriente de vapor
que sale por el tope de la columna se condensara y se recircula desde el tope, por ende el
producto final sería infinitesimal. Esto es calculado analíticamente a través del método de Fenske.
Todo lo contrario es el caso de que la torre presentase reflujo mínimo, lo que se recircula a la
columna es el límite requerido para lograr la separación deseada, es decir sería necesario un
elevado número de etapas. Para el cálculo de este parámetro se utiliza el método de Underwood
de sistema de ecuaciones lineales.
3.4. Tasa reflujo óptimo
La tasa de reflujo es definida como:
𝐿
𝑅𝐷 = 𝐷
(3.3)
Es la relación entre el reflujo y el destilado o producto de tope. El reflujo hace que la
composición del producto sea más rico o puro pero, tiene un costo de energía adicional ya que el
rehervidor tiene que vaporizar tanto el reflujo como al producto. La tasa de reflujo óptima
representa el costo de operación más bajo, por heurística la tasa de reflujo óptima varía entre 1,2
y 1,5 veces el reflujo mínimo (Towler y Sinnott, 2008).
15
3.5. Método de Fenske para el número mínimo de etapas
Cuando se opera reflujo total, es necesario saber el número mínimo de etapas para lograr la
separación, para este caso la pendiente de la línea de rectificación:
𝑅𝐷
𝐿
𝑅𝐷 +1
=𝑚=𝑉
(3.4)
Cuando RD tiende a infinito la pendiente del gráfico del conteo de las etapas por el método de
McCabe tiende a 1 y es válida en la zona de desorción y de rectificación.
La siguiente ecuación es la ecuación Fenske, que relaciona las composiciones de los
compuestos liviano y pesado en el tope y en el fondo con las volatilidades relativas.
𝑁𝑚𝑖𝑛 =
ln
𝑥 𝐿𝐾 ,𝐷 ∙𝑥 𝐻𝐾 ,𝑊
𝑥 𝐿𝐾 ,𝑊 ∙𝑥 𝐻𝐾 ,𝐷
ln (𝛼 𝐿𝐾 ,𝐻𝐾 )
(3.5)
Donde 𝛼𝐿𝐾,𝐻𝐾 es la media geométrica de la volatilidad relativa del componente liviano con el
pesado a lo largo de las etapas reales de la columna, aunque si la variación de las volatilidades
relativas en cada una de las etapas es despreciable, es válido calcular la media geométrica de los
valores en los extremos de la torre.
3.6. Posición de la alimentación
Es importante ubicar correctamente la alimentación para efectos de mejorar la eficiencia de las
etapas de una torre. Hay muchas fórmulas para estimar la posición ideal de la alimentación, la
primera consiste en afirmar que la posición en condiciones de funcionamiento normal es similar a
la posición relativa que tuviera la alimentación a reflujo mínimo, es decir se calcularía el número
de etapas desde el tope a la alimentación y de la alimentación hasta el fondo aplicando la
ecuación de Fenske.
ln
𝑁𝑅
𝑁𝑆
=
𝑁𝑅,𝑀𝐼𝑁
𝑁𝑆,𝑀𝐼𝑁
𝑥 𝐿𝐾 ,𝐷 ∙𝑧 𝐻𝐾 ,𝐹
𝑧 𝐿𝐾 ,𝐹 ∙𝑥 𝐻𝐾 ,𝐹
ln (𝛼 𝐿𝐾 ,𝐻𝐾 𝑡𝑜𝑝𝑒 )
𝑥 𝐻𝐾 ,𝑊 ∙𝑧 𝐿𝐾 ,𝐹
ln
𝑥 𝐿𝐾 ,𝑊 ∙𝑧 𝐻𝐾 ,𝑊
(3.6)
ln (𝛼 𝐿𝐾 ,𝐻𝐾 𝑓𝑜𝑛𝑑𝑜 )
Esta relación no es tan exacta ya que relaciona la posición relativa a reflujo mínimo y a reflujo
de operación y eso conlleva a una serie de errores de exactitud (Towler y Sinnott, 2008).
Por ello, existe una fórmula empírica que es la ecuación de Kirkbridge, la cual es recomendada
16
como punto de partida para el dimensionamiento de la columna debido a su exactitud (Ledanois,
2008).
𝑁𝑅
𝑁𝑆
=
𝑧 𝐻𝐾 ,𝐹
𝑧 𝐿𝐾 ,𝐹
∙
𝑥 𝐿𝐾 ,𝑊
2
𝑥 𝐻𝐾 ,𝐷
∙
𝑊
0,206
𝐷
(3.7)
3.7. Método de Gilliland
Este método empírico relaciona el número de etapas teóricas con el reflujo de operación, este
método es muy sencillo ya que, con calcular dos números adimensionales y conociendo la
relación de reflujo mínimo es posible predecir el número de etapas teóricas, utilizando la gráfica
representada en la Figura 3.4 de la correlación AN vs AR.
𝐴𝑁 =
𝐴𝑅 =
𝑁−𝑁𝑚𝑖𝑛
𝑁+1
𝑅𝐷 −𝑅𝐷 ,𝑚𝑖𝑛
𝑅𝐷 +1
Figura 3.4. Método gráfico de Gilliland (McCabe et al,1991).
(3.8)
(3.9)
17
3.8. Simulador ASPEN PLUS ®
Como se mencionó anteriormente al detallar los diferentes métodos de cálculo para el diseño de
los procesos de separación. Hoy en día, las columnas de destilación pueden ser modeladas
utilizando los simuladores comerciales que incluyen algoritmos de métodos rigurosos o cortos de
cálculo según sea el caso.
El método que se empleó en ASPEN PLUS® es el de RADFRAC que realiza cálculos con
métodos rigurosos para la evaluación y diseño de columnas sencillas
de destilación,
absorbedores o despojadores con o sin rehervidores. Es capaz de tratar problemas de destilación
extractiva, azeotrópica, reactiva o con tres fases (líquido-líquido-vapor), con sistemas que tienen
puntos de ebullición cercanos o distantes, también funciona con sistemas donde en la fase líquida
hay desviaciones de la idealidad. Además de permitir sistemas de fase líquida y gaseosa, la fase
sólida está incluida en este método ya que cuando se modela la destilación reactiva dentro del
proceso puede existir sólidos o sales. El método riguroso usado en RADFRAC se basa en la
suposición que el equilibrio termodinámico es alcanzado en cada etapa teórica, sin embargo se
pueden incluir eficiencias de Murphree o eficiencias de vaporización para que los perfiles
obtenidos en la simulación se acerquen a los perfiles reales de la planta. RADFRAC puede ser
usado en modo evaluación o de diseño de columnas con platos o empaques ya sean rellenos o
estructurados. No hay limitaciones en el número de etapas que pueda tener la columna para la
presencia de intercondensador e interrehervidores, recirculaciones o decantadores. En cada etapa
se puede tener una entrada y hasta tres salidas, además de corrientes térmicas. A pesar que
RADFRAC tenga algoritmos de cálculo que genera perfiles de temperatura iniciales, el usuario
puede introducirlos, uno de los métodos más usados es el de Newton ya que, funciona
perfectamente en columnas donde las especificaciones introducidas tiendan a arrojar errores en el
simulador.
Para la destilación se debe especificar el tipo de condensador a utilizar y dos especificaciones
ya sea, calor del condensador o la tasa de reflujo; para el caso de equilibrios trifásicos el número
de variables es tres, la tercera es por lo general una condición de la corriente y/o corrientes de
salida de la columna. La estrategia de convergencia usado por RADFRAC se basa en la
metodología “Inside-Out” (dentro hacia fuera) donde las entalpías o coeficientes de distribución
se calculan en el lazo externo para poder calcular parámetros en el lazo interno. Para lograr la
convergencia en el lazo externo es decir, en toda la simulación, el método Wegstein es el más
18
utilizado en los programas de simulación, este método extrapola linealmente sustituyendo
sucesivamente las variables (Ledanois, 2008).
La primera iteración inicia con una sustitución:
𝑥1 = 𝑓 𝑥0
(3.10)
El parámetro de aceleración q es obtenido por la siguiente ecuación:
𝑞=
𝑓 𝑥 𝑘 −𝑓(𝑥 𝑘−1 )
𝑥 𝑘 −𝑥 𝑘−1 −1
(3.11)
La ecuación para las siguientes iteraciones está representada por:
𝑥𝑘+1 = 𝑞 ∙ 𝑥𝑘 + 1 + 𝑞 ∙ 𝑓(𝑥𝑘 )
(3.12)
Si q = 0 el método funcionaría igual como sustitución directa, si 0<q<1 la convergencia sería
amortiguada, si el valor de q es cercano a 1 el tiempo de convergencia sería lento y si es menor a
0 la convergencia estaría acelerada. Para ellos los simuladores tienen introducidos los límites del
parámetro de aceleración entre -5 y 0 para garantizar la aceleración de la solución. Este método
es rápido y confiable, si se observa que la convergencia es muy lenta es recomendable que el
usuario disminuya el valor de q (Ledanois, 2008).
3.9. Eficiencia del plato
El concepto de la eficiencia de una etapa es empleado para relacionar el comportamiento de las
etapas teóricas con las reales. Existen tres maneras de representarla
La eficiencia de Murphree en el plato está representada en la fase vapor mediante la siguiente
ecuación:
𝑦 −𝑦
𝐸𝑀𝑉 = 𝑦 𝑛 −𝑦𝑛 +1
∗𝑛
𝑛 +1
(3.13)
Donde ye es la composición de vapor que debería estar en equilibrio con el líquido que sale del
plato la cual es mostrada en la Figura 3.5. Es decir, esta eficiencia relaciona la separación que
ocurre en la etapa con la separación que ocurriría en la etapa de equilibrio.
19
Figura 3.5. Composición local y media de un vapor para un plato no mezclado
(McCabe et al,1991).
La eficiencia de la columna es la relación entre el número de etapas teóricas con el número de
etapas reales (Towler y Sinnot, 2008).
Uno de los procedimientos para calcular la eficiencia de Murphree en las dos secciones de la
torre es a través del método Edmister. Este es un método corto de cálculo, que permite hallar la
fracción absorbida y desorbida a través del factor de absorción y de desorción. Este
procedimiento de cálculo es válido para columnas de absorción y de destilación. En la Figura 3.6
se muestra que la sección por encima de la alimentación es la llamada sección de absorción o
rectificación y la sección por debajo es la de desorción o despojamiento.
El factor de absorción (A) para el componente liviano y pesado en cada plato es:
𝐿𝐽
𝐴𝐿𝐾,𝐽 =
𝐾𝐿𝐾 ,𝐽 ∙𝑉𝐽
𝐴𝐻𝐾,𝐽 =
𝐿𝐽
𝐾𝐻𝐾 ,𝐽 ∙𝑉𝐽
(3.14)
(3.15)
Y el de desorción (S)
𝑆𝐿𝐾,𝐽 =
𝑆𝐻𝐾,𝐽 =
𝐾𝐿𝐾 ,𝐽 ∙𝑉𝐽
𝐿𝑗
𝐾𝐻𝐾 ,𝐽 ∙𝑉𝐽
𝐿𝑗
(3.16)
(3.17)
20
El factor de absorción y desorción efectivo en cada zona para cada compuesto es:
𝐴𝑒 = −0,5 +
𝐴𝑛 ∙ 𝐴1 + 1 + 0,25
(3.18)
𝑆𝑒 = −0,5 +
𝑆𝑛 ∙ 𝑆1 + 1 + 0,25
(3.19)
Por último la fracción absorbida y desorbida también llamado factor de Kremser-Brown que
equivale a la eficiencia Murphree.
Φa = 𝐸𝑚𝑣 =
Φs = 𝐸𝑚𝑣 =
𝐴𝑒 𝑛 +1 −𝐴𝑒
𝐴𝑒 𝑛 +1 −1
𝑆𝑒 𝑛 +1 −𝑆𝑒
𝑆𝑒 𝑛 +1 −1
(3.20)
(3.21)
Figura 3.6. Bosquejo del método del factor de absorción (Walas, 1990).
Un factor fundamental para optimizar la eficiencia de una columna ya sea de absorción o de
destilación es la escogencia de la estructura de la columna, sea de platos o de empaque. Entre los
platos el más usado es el plato perforado como lo muestra la figura siguiente. El propósito de ese
tipo de platos, es mejorar el contacto entre la corriente de vapor que asciende con la de líquido
que desciende. Como se muestran en las Figuras 3.7 y 3.8, el líquido fluye a través de un tubo de
descenso y luego por un vertedero para pasar al otro plato, mientras que el vapor fluye en ascenso
21
atravesando pequeños orificios de un cuarto a media pulgada del plato quienes ocupa el espacio
entre los dos conductos, las burbujas de vapor y el líquido que fluye en la superficie entran en
contacto haciendo que el líquido alcance la temperatura de ebullición creando una masa
espumosa. La velocidad de ascenso del vapor es tal que, es suficiente para impedir que ocurra
lloriqueo o goteo del líquido en los orificios. Una de las modificaciones que se puede realizar
para el mejoramiento de la eficiencia sin afectar la estructura de la torre es de extender el área
activa de contacto donde ocurre el contacto (Smith, 2005).
Figura 3.7. Operación normal de un plato perforado (McCabe et al, 1991).
Figura 3.8. Estructura de un plato perforado (McCabe et al, 1991).
En la columna empacada, la torre es rellenada por un material sólido de alta porosidad. El
líquido fluye sobre la superficie del empaque y el vapor atraviesa los poros del mismo. Existen
dos tipos de empaque el desordenado y el estructurado, el desordenado lo constituyen pequeños
objetos de metal o de plástico que se colocan en la columna al azar también se le llama material
de relleno; el estructurado son capas insertadas de material corrugado unidas entre si.
22
Dependiendo del flujo de líquido que opera es conveniente emplear uno de los dos tipos de
empaque, cuando el flujo es menor a 1330 m3/h.m2 es preferible usar el estructurado ya que,
tienen una mejor eficiencia y capacidad.
3.10. Diámetro de columna de platos y empacada
Para el cálculo del diámetro, se utilizó la siguiente expresión para las columnas de platos
(Towler y Sinnott).
𝐷=
4∙𝑄𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟
𝜋∙𝑉𝑎𝑠𝑐𝑒𝑛𝑠𝑜
(3.22)
Y cuando la columna es empacada la ecuación para calcular el diámetro es la siguiente
(Towler y Sinnott).
𝐴=
𝜋∙𝐷 2
(3.23)
4
3.11. Parámetro de flujo.
La ecuación para calcular el parámetro de flujo es la siguiente:
𝐿
𝐹𝑙𝑣 = 𝑉 ∙
𝜌𝑣
𝜌𝑙
(3.24)
El parámetro de flujo está relacionado con las proporciones de los caudales líquido y gas, así
como las densidades de los mismos.
A través de este factor se puede predecir el factor de inundamiento de la columna de platos y la
selección del tipo de columna si de platos o de empaque. Para determinar el valor del factor de
inundación de la columna, es a través del gráfico de la siguiente figura.
23
Figura 3.9. Correlación generalizada de la caída de presión (Branan, 2002).
3.12. Simulación de reactores.
El modelaje real de reactores es uno de los pasos con mayor dificultad en los procesos de
simulación
debido a que, hay veces que las librerías de los reactores del simulador no
representan el modelo del reactor porque no toman en consideración detalles como la hidráulica,
transferencia de masa, presencia de catalizador entre otros que son importantes para estudiar el
comportamiento del reactor.
El simulador Aspen Plus® en su librería contiene cinco modelos de reactores: reactor tipo
conversión, rendimiento, equilibrio, reactor de Gibbs, mezcla completa y flujo pistón.
Reactor de conversión (RStoic): se debe especificar la estequiometría de la reacción y la
conversión que no puede exceder del 100%, la reacción procede hasta que se alcance la
conversión o cuando se consuma el reactivo limitante.
Reactor de equilibrio: este reactor funciona únicamente en reacciones estequiométricas
reversibles, es necesario introducir en las especificaciones el conjunto de reacciones, la
temperatura y presión de diseño o el calor del reactor. Este modelo es útil ya que calcula la
constante de equilibrio de las reacciones involucradas y el equilibrio de fases.
24
Reactor de Gibbs: resuelve el equilibrio de todas las especies involucradas en base a la
minimización de la energía de Gibbs. Es útil cuando se conoce que el sistema alcanza el
equilibrio especialmente cuando la temperatura del proceso es alta e involucra elementos simples;
aunque no es recomendable para compuestos complejos como hidrocarburos pesados por las altas
energías de formación de Gibbs debido a la no confiabilidad de los resultados del modelo.
Reactor de mezcla completa: puede ser usado cuando el modelo cinético de reacción está
disponible y cuando las condiciones en cualquier espacio del reactor se mantienen. Es necesario
que se introduzca las condiciones de salida, la estequiometría de las reacciones, el volumen del
reactor.
Reactor flujo-pistón: en este reactor se supone que la mezcla es radial pero la dispersión no es
axial. La cinética de la reacción debe ser especificada y presenta las mismas limitantes que el
modelo de mezcla completa.
Reactor de rendimiento: Este modelo permite al usuario especificar la distribución de
composiciones a la salida, que puede ser usado cuando no se incluya la cinética de la reacción. La
ventaja que presenta es que en los procesos donde se obtienen pequeñas y elevadas cantidades de
productos es sencillo modelar. Este reactor es usado en laboratorios o en plantas pilotos (Towler
y Sinnott, 2008).
3.13. Ecuaciones de estado
Una ecuación de estado es una relación entre dos o más propiedades termodinámicas. En
sistemas de un componente y de una fase, la ecuación de estado incluirá tres propiedades, dos de
las cuales son independientes. Aunque en principio se podrían plantear relaciones funcionales en
que intervengan tres propiedades termodinámicas cualesquiera, las expresiones analíticas de las
relaciones entre propiedades han sido limitadas casi completamente a la presión, el volumen y la
temperatura. Dado que la presión, la temperatura y el volumen pueden ser medidos directamente,
los datos necesarios para evaluar las constantes en tales ecuaciones pueden ser obtenidos
experimentalmente.
La elección de la ecuación a usar en una aplicación dada depende principalmente de la exactitud
deseada y de la capacidad del usuario. Como los coeficientes de casi todas las ecuaciones de
estado deben ser evaluados ajustando o adaptando las ecuaciones a diversos datos experimentales
de presión, volumen y temperatura, estas ecuaciones nunca pueden representar exactamente los
25
datos experimentales; más aun, muchas veces estas ecuaciones no representan los datos,
limitando la exactitud. Esto es particularmente cierto cuando las ecuaciones simplificadas son
aplicadas en la vecindad del punto crítico (Smith, 2003).
3.13.1. Ecuaciones cúbicas de estado
Las ecuaciones polinomales que son cúbicas en el volumen molar ofrecen un compromiso entre
la generalidad y la simplicidad adecuadas para muchos propósitos. Las ecuaciones cúbicas son
las ecuaciones más sencillas capaces de representar el comportamiento de líquido y de vapor.
A continuación se mostrarán diferentes ecuaciones cúbicas de estado.
Ecuación de Van der Waals.
La primera ecuación cúbica de estado práctica fue propuesta por J. D. Van der Waals en 1873.
𝑅∙𝑇
𝑃 = 𝑉−𝑏 −
𝑎
(3.25)
𝑉2
En este caso, a y b son constantes positivas, cuando son iguales a cero, se recupera la ecuación
del gas ideal. El término a fue incluido para considerar las fuerzas intermolecular y el término b
para tener en cuenta el tamaño finito de las moléculas. Como solo se tienen dos factores de
corrección no es de esperarse que la ecuación describa exactamente los valores de P,V y T en un
rango de presión y volumen amplio, especialmente cuando están cercanos al punto crítico (Smith,
& Van Ness, 2003).
Las constantes a y b se obtienen mediante las siguientes ecuaciones
𝑎 = 3 ∙ 𝑃𝑐 ∙ 𝑉𝑐 2
𝑏=
𝑉𝑐
(3.26)
(3.27)
3
Ecuación de Redlich-Kwong.
Esta ecuación es de origen semi-empírico, al igual que la ecuación de Van der Waals. Predice
tres raíces para el volumen. La expresión de esta ecuación es:
𝑅∙𝑇
𝑃 = 𝑉−𝑏 −
𝑎
𝑇∙𝑉∙(𝑉+𝑏)
Donde a y b son las constantes de Redlich-Kwong.
Es posible calcular a y b en función de la presión y temperatura crítica como se muestra a
continuación.
(3.28)
26
𝑅 2 ∙𝑇𝑐 2,5
𝑎 = 0,42748 ∙
𝑏 = 0,08664 ∙
𝑃𝑐
𝑅∙𝑇𝑐
𝑃𝑐
(3.29)
(3.30)
El factor de compresibilidad crítico para esta ecuación tiene un valor de 0,333 y por lo tanto no
es muy exacta cerca del punto crítico ni en la fase líquida; sin embargo, es mucho más exacta que
la ecuación de Van der Waals y da buenos resultados a presiones altas y temperaturas sobre la
temperatura crítica, llegando a ser tan precisa como las ecuaciones de ocho parámetros. Por lo
tanto esta ecuación es muy útil, ya que combina la simplicidad de una ecuación de dos
parámetros con una elevada exactitud (Smith & Van Ness, 2003).
Ecuación de Redlich-Kwong-Soave.
Esta ecuación es una modificación de la ecuación de Redlich-Kwong a la que se le incluye el
parámetro ω, el cual es denominado factor acéntrico y es característico de la estructura molecular
del fluido. La expresión para esta ecuación es:
𝑅∙𝑇
𝑎∙𝛼
𝑃 = 𝑉−𝑏 − 𝑉∙(𝑉+𝑏)
(3.31)
Los parámetros se determinan, al igual que las otras ecuaciones cúbicas, aplicando la condición
de inflexión en el punto crítico, obteniéndose las siguientes expresiones para los parámetros, las
ecuaciones para obtener a y b son las mismas del modelo de Redlich-Kwong. El parámetro α se
obtiene a través de la siguiente ecuación:
𝛼 = (1 + 0,48508 + 1,5517 ∙ 𝜔 − 0,15613 ∙ 𝜔2 ∙ 1 − 𝑇𝑟 0,5 )2
(3.32)
Donde Tr es la temperatura reducida que equivale T sobre Tc y ω es el factor acéntrico del
compuesto. El propósito de incluir el factor acéntrico es el de mejorar la exactitud de la ecuación
sobre todo cuando los compuestos involucrados son hidrocarburos (Smith & Van Ness, 2003).
Ecuación de Peng-Robinson
Esta ecuación, al igual que la ecuación de Soave, incluye el factor acéntrico. La expresión de
esta ecuación es la siguiente:
𝑅∙𝑇
𝑎∙𝛼
𝑃 = 𝑉−𝑏 − 𝑉 2 +2∙𝑏∙𝑉−𝑏 2
𝛼 = (1 + 0,37464 + 1,54226 ∙ 𝜔 − 0,26992 ∙ 𝜔2 ∙ 1 − 𝑇𝑟 0,5 )2
(3.33)
(3.34)
27
Utilizando las condiciones de inflexión en el punto crítico, se obtiene los parámetros:
𝑎=
0,45724 ∙𝑅 2 ∙𝑇𝑐 2
𝑃𝑐
y𝑏=
0,07780 ∙𝑅∙𝑇𝑐
𝑃𝑐
(3.35)
El modelo es preciso cuando se trabaja cercano al punto crítico. Comparado con el modelo de
Soave este es mejor cuando se desea calcular densidades en fase líquida de compuestos apolares.
(Smith & Van Ness, 2003).
3.13.2. Selección del modelo termodinámico:
La selección entre los modelos de ecuaciones de estado y los modelos de coeficiente de
actividad, están basados en el grado de no idealidad del sistema de estudio y de las condiciones
de operación.
Las ecuaciones de estado se aplican a sistemas no polares o ligeramente polares en todo el
intervalo de presión mientras que los modelos de coeficiente de actividad se usan en sistemas que
contienen sustancias polares a presiones por debajo de los 1000 kPa.
Carlson cubre un esquema global los aspectos acerca del papel tan importante de las
propiedades en la simulación de procesos y presenta recomendaciones para que se puedan elegir
con seguridad los modelos de propiedades necesarios para cada caso de aplicación de la
simulación. La selección de los modelos de propiedades para una simulación es una de las
decisiones más importantes que debe tomar el usuario. Mediante la metodología de Carlson se
facilita la selección del modelo termodinámico, en la figura a continuación se muestra el
diagrama tipo “árbol de decisión elaborado por Carlson para la selección del modelo
termodinámico de acuerdo a la polaridad de las sustancias (Martínez Sifuentes; 2000).
Figura 3.10. Selección del modelo termodinámico establecido por Carlson
(Martínez Sifuentes, 2000).
28
3.14. Proceso de deshidrogenación
Las olefinas son por lejos más reactivas que las parafinas por los enlaces tipo π,
termodinámicamente el hidrógeno reacciona con la olefinas para formar parafinas. Esta reacción
es más fácil que se de a cabo que la reacción inversa por la reactividad de las olefinas, por ello las
reacciones de deshidrogenación requieren de temperaturas mayores que las reacciones de
hidrogenación y por ende mayor cantidad de energía.
RCH2 CH2 R′ → RCH = CHR′ + H2
(3.36)
Los hidrocarburos de bajo peso molecular frecuentemente son convertidos a olefinas a través de
los procesos de craqueo térmico. Para el proceso de deshidrogenación es necesaria la presencia de
catalizadores ya sea de platino o paladio en la deshidrogenación de hidrocarburos de cadena
lineal C5-C8, la clave para el uso del catalizador es de disminuir o prevenir reacciones no
deseadas como de isomerización y aromatización.
3.14.1. Teoría de la deshidrogenación
La deshidrogenación es una clase reacción química en el cual se obtienen compuestos menos
saturados y más reactivos. Existes muchos procesos de conversión en donde el hidrógeno es
removido, principalmente porque todo compuesto que contenga hidrógeno puede ser
deshidrogenado, aunque los hidrocarburos y alcoholes son los compuestos más comunes, con el
fin de obtener olefinas, cetonas, y otros compuestos orgánicos. Esta reacción se aplica a nivel
industrial en refinerías e industrias petroquímicas.
Las reacciones de deshidrogenación son muy difíciles de darse ya que requieren de altas
temperaturas para favorecer el equilibrio así como velocidades de reacción adecuadas. Son
reacciones endotérmicas que requieren entre 15-35 kcal/gmol de energía. El uso de catalizadores
activos es necesario, además del proceso de regeneración para remover el coque depositado en la
superficie del catalizador.
El calor requerido puede ser introducido a través de banco de tubos de (5 a 15 cm) para
precalentar la corriente de alimentación a los reactores. Cuando el gradiente de temperatura es
elevado, la transferencia de calor ocurre desde el exterior de los tubos hacia el interior de los
mismos.
Uno de los problemas que tiene ese proceso es que los cambios de temperatura ocurren en un
tiempo muy corto para prevenir reacciones secundarias, además de que las caídas de presión son
29
bajas en el lecho catalítico y la selección del material del reactor puede resistir las condiciones de
operación.
3.14.2. Entalpías y equilibrio
En la Tabla 3.1 se muestran las entalpías de las reacciones más comunes de deshidrogenación a
una temperatura de 800 K extraídas del American Institute of Petroleum (Instituto Americano de
Petróleo), estos valores pueden ser usados para requerimientos de transferencia de calor o
cambios adiabáticos de temperatura y la energía de Gibbs para la constante de equilibrio de
reacción esenciales para el diseño del proceso.
Tabla 3.1. Entalpías de reacción en estado gaseoso a 800 K (McKetta, 1993).
Reacción
Entalpía (cal/g-mol)
Etano  etileno + H2
34300
Propano  propileno + H2
30900
Butano  1-buteno + H2
31300
Butano  trans-2-buteno + H2
28500
En la Tabla 3.2, se ilustra el efecto de la temperatura en el equilibrio así como la presión y la
adición de diluyentes. Al añadir una cantidad de hidrógeno la conversión del equilibrio decrece.
No obstante es útil incluir el hidrógeno a la alimentación para retardar la desactivación del
catalizador.
Tabla 3.2. Conversiones de equilibrio en porcentaje de la reacción: propano  propileno + H2
(McKetta, 1993).
Temperatura (K)
1 atm, sin diluir
1 atm, 10 mol H2
700
6,35
0,45
800
24,6
7,0
900
59,8
37,1
1000
87,0
76,5
30
La temperatura a la que el 50% de la deshidrogenación es posible que ocurra a presión
atmosférica sin adición de diluyentes es mostrada para algunas reacciones en la Tabla 3.3. El
etano requiere de altas temperaturas donde como el alcohol isopropílico puede ser
deshidrogenado a bajas temperaturas si el catalizador activo es usado.
Tabla 3.3. Temperaturas en la cual el 50% de la deshidrogenación es posible a 1 atm de presión
(McKetta, 1993).
Reacción
Temperatura (K)
Etano  etileno + H2
995
Propano  propileno + H2
873
Isobutano  Isobutileno + H2
816
CAPÍTULO 4
MARCO METODOLÓGICO
4.1. Información del proceso y selección del modelo termodinámico del mismo.
Previo al desarrollo del modelo de simulación, primero fue necesario analizar la teoría que
involucra al proceso de deshidrogenación. Esto incluye condiciones de las reacciones y la
selección de un modelo termodinámico adecuado para la simulación. Este modelo debe ser
confiable para el cálculo de las propiedades termodinámicas en el estado líquido y gaseoso, por
ello se utilizó el árbol de decisión de Carlson.
Con la información básica del proceso proporcionada por la empresa, se estudió con sumo
detalle la descripción del proceso de la planta paralelamente con los diagramas de flujo del
proceso (DFP), los diagramas de instrumentación y tubería (DTI) y las especificaciones de cada
uno de los equipos de la planta.
4.2. Desarrollo del modelo de simulación en ASPEN PLUS®: Selección de los equipos y
consideraciones.
La planta a simular es extensa en cuanto al número de equipos incluidos en la misma. Para
facilitar el trabajo del usuario se simuló cada una de las secciones de la planta por separado, por
ello los diagramas de flujo están clasificados en secciones: fraccionamiento, reacción,
regeneración catalítica (en el trabajo no se simuló esta sección por ser un proceso no estacionario,
ya que el modo de operación es cíclico).
Se procedió el desarrollo de la sección de fraccionamiento por ser la sección donde se da inicio
el proceso, esta sección consta de cinco unidades:
 Preparación de alimentación
 Despropanizadora
 Deetanizadora
32
 Unidad de hidrogenación selectiva de Huels
 Torre de fraccionamiento propano-propileno.
Está sección está caracterizada por incluir los procesos de destilación y absorción.
Primero se seleccionó que tipo de columna dentro del modelo RADFRAC es la más acorde
dada las especificaciones del equipo, se introdujeron las condiciones necesarias: el número de
etapas, la localización del plato de alimentación, caída de presión de la columna, y como
condiciones opcionales la inclusión del condensador y/o reheervidor. Cabe resaltar que estos
datos fueron suministados por la empresa.
Luego se especificaron las dimensiones del plato y/o empaque para que el simulador realice la
evaluación del mismo.
Para una columna de platos los requerimientos del simulador son: tipo de plato, espacio entre
platos, diámetro interno, espesor de la cubierta. El simulador arrojará como resultados el factor de
inundación y la caída de presión en cada plato. En el caso de una torre empacada: Tipo y material
de empaque, diámetro interno, altura del empaque o altura teórica de la etapa. Los resultados que
arroja el simulador son los mismos que en el anterior caso.
En la sección de reacción, en primer lugar se realizó la selección modelo de reactor más
adecuado al proceso de deshidrogenación, de las opciones que ofrece ASPEN PLUS® se
seleccionó el reactor (RYield) (Reactor de rendimiento). Las condiciones de operación que
requiere este equipo son temperatura, presión y la distribución de los productos a la salida del
reactor que es conocida ya que, está incluida en las especificaciones del proyecto. Este modelo de
reactor no calcula ningún parámetro sino que sirve como caja negra en el simulador.
La unidad de separación perteneciente a esta sección constituida por unidades de separación
flash, compresores e intercambiadores de calor multicorriente. Para el modelaje de los
separadores flash fue necesario calcular la fracción vaporizada e incluir la temperatura o la
presión en las especificaciones; la fracción se calculó dividiendo el volumen de vapor en la
entrada del separador con el volumen de vapor a la entrada del intercambiador multicorriente. Si
no era posible calcular la fracción entonces se especificaba la temperatura y la presión de salida
del flash.
Al término de modelar la planta y de verificar que los parámetros introducidos estaban
correctamente introducidos, se procedió a iniciar la corrida. Por lo general en la primera corrida
33
el panel de control del simulador arroja un error de balance de masa o de convergencia esto pasa,
porque son necesarias más iteraciones; esto ocurre cuando en el diagrama de flujo hay corrientes
de reciclo en las torres de destilación y por ello es necesario que el simulador realice un número
mayor de iteraciones que las iniciales para que se cumpla el balance de masa.
4.3. Mejoras de la simulación
Con el fin de mejorar el tiempo de ejecución de cálculos y prevenir errores en la simulación se
tomaron algunas consideraciones:
 En el diagrama de flujo de proceso de la columna despropanizadora el tope se dirige a un
intercambiador y luego al tanque de almacenamiento (acumulador) para luego dividirse en dos
corrientes. Una de las corrientes retorna al tope de la columna, mientras que la otra se dirige a la
desorbedora de la despropanizadora. En vez de incluir un intercambiador para efectos del
simulador es preferible en la columna incluir un condensador y especificar la tasa de reflujo, lo
mismo se hizo en la columna deetanizadora.
 En la unidad de purificación de hidrógeno, la corriente de propileno líquido proveniente del
equipo de refrigeración de la deetanizadora, intercambia calor con el hidrógeno purificado, donde
la salida es la entrada del sistema de separación en frío, es decir se genera un ciclo interno entre
las dos unidades. Para evitar errores en la corrida se decidió que las dos unidades no estuvieran
unidas por esta corriente sino dividirlas ya que, estas no forman parte fundamental del proceso
sino que sirven de “utility” (corriente de servicio) como medio de intercambio de calor.
4.4. Ajustes y comprobación de la factibilidad técnica de la planta
Una vez finalizado este paso, se propusieron ajustes en las columnas de destilación en la
eficiencia de las etapas ya que, como se explicó en la teoría el método de cálculo RADFRAC a
pesar de ser riguroso está basado en cálculos de equilibrio líquido-vapor por etapa y en la
realidad las etapas no están en equilibrio termodinámico. Los ajustes consistieron en calcular las
eficiencias Murphree en todas las columnas a excepción de la columna desorbedora de la
despropanizadora, para ello se contó con el programa Microsoft Excel® para facilitar el proceso
de cálculo. El procedimiento de cálculo de las eficiencias de Murphree es el siguiente:
 Se seleccionaron el componente liviano y pesado para cada columna de acuerdo a las
diferencias de volatilidad entre los mismos y de las composiciones de los compuestos
involucrados en el tope y en el fondo de la columna.
34
 Se exportó a una hoja de cálculo de Excel® una tabla de datos de volatilidades y de flujos de
líquido y de vapor en cada una de las etapas arrojadas por el simulador en la primera simulación
inicial.
 Tanto para el componente liviano y pesado se calculó el factor de absorción (A) del primer
plato y del plato previo al de la alimentación y para el factor de desorción (S) se calculó para el
plato de la alimentación y el último.
 Luego se calculó el factor de absorción y de desorción efectivo y por último la fracción
absorbida y desorbida que equivalen a la eficiencia de Murphree.
 En el simulador en las opciones de la columna se seleccionó en el menú de eficiencias la
eficiencia de Murphree para cada componente y se introdujeron los valores respectivos para cada
sección de la columna.
 Posterior a la introducción de las eficiencias se realiza la corrida del programa, es
recomendable aumentar el número de iteraciones (aproximadamente cinco más). Una vez que los
resultados de la simulación son los correctos, en la hoja de cálculo se construyó una tabla para
cada columna con las fracciones molares de los compuestos livianos y pesados en el tope y en el
fondo y la tasa de reflujo de operación. A partir de estos valores se cálculo el número mínimo de
etapas teóricas con el método de Fenske, el número de etapas teóricas a través del método de
Gilliland y por último la eficiencia de la columna.
CAPÍTULO 5
RESULTADOS Y DISCUSIÓN
5.1. Selección de los sistemas o procesos a simular.
Uno de los factores más importantes a considerar es la selección del modelo termodinámico
puesto que, ASPEN PLUS®. En este caso, las sustancias involucradas son hidrocarburos en su
mayoría cadenas alifáticas cortas y están en el grupo de sustancias no polares por ello el modelo a
selección es el modelo de ecuación de estado, las principales ventajas que ofrecen: son continuas
en la región crítica, en la región de dos fases y en el equilibrio líquido-vapor.
En base al esquema sistemático representado en la Figura 3.10, elaborado para facilitar el
proceso de selección del modelo. De acuerdo a la figura lo primero que se seleccionó fueron los
modelos no polares. Estos se dividen en reales y pseudocomponentes. Como los compuestos
involucrados son puros es decir, no representan cortes de crudos, se seleccionó que los
compuestos son reales y se llegó al resultado. Las ecuaciones más indicadas para ser utilizadas
fueron Lee-Kesler, Peng-Robinson y Redlich-Kwong-Soave los dos últimos ofrecen las mismas
ventajas ya que, sus principales parámetros están basado en las propiedades críticas de los
compuestos involucrados y en el factor acéntrico necesario para calcular la compresibilidad de un
gas. Cabe destacar que en este caso los compuestos involucrados son hidrocarburos de cadena
corta, donde en condiciones normales (273,15 K y 101,3 kPa) se encuentran en estado gaseoso.
Por experiencia se ha demostrado que los resultados arrojados por estos dos modelos han sido
similares, por lo que se decidió que el modelo termodinámico a emplear es el de Redlich-KwongSoave para todos los sistemas estudiados puesto que las temperaturas en las corrientes no son
criogénicas.
Posteriormente la planta fue dividida en dos secciones de acuerdo al proceso químico que
ocurre el cual fue mostrado en la Figura 2.1. La primera es la sección de fraccionamiento donde
inicialmente se prepara la alimentación de propano fresco para luego ser enviado a los reactores y
una vez terminada la reacción una torre de fraccionamiento se encarga de la obtención del
36
producto terminado (propileno). Y la segunda sección correspondiente a los procesos de reacción.
En la Figura 2.1 se muestra un diagrama de bloques del proceso donde se resalta con color rojo
la sección de los equipos correspondientes a la sección de fraccionamiento y en azul la de
reacción.
Tal como se puede observar en la Figura 2.1 la sección de fraccionamiento está constituida por:
columna despropanizadora, columna desorbedora de la despropanizadora, columna desorbedora
del deetanizador, columna rectificadora del deetanizador y una torre de fraccionamiento propanopropileno y la sección de reacción está conformada por: cuatros reactores en serie, un sistema de
separación en frío y una unidad de purificación de hidrógeno. Es importante acotar que debido a
que el objetivo de este trabajo es la simulación en estado estacionario, no se desarrolló la
simulación de la activación del catalizador en el reactor.
Luego de seleccionar los procesos a simular se procedió a desarrollar un DFP de la planta
donde es posible la interacción entre ellos tal como se muestra en la Figura 5.1.
Figura 5.1. Diagrama de proceso de la planta.
37
Una vez identificados los sistemas en estudio se procedió a establecer las limitantes para la
simulación para cada uno de los equipos los cuales se muestran por sección a continuación:
5.1.1 Bases para la simulación de la sección de fraccionamiento:
La sección de fraccionamiento está constituida por los equipos donde se llevan a cabo las
operaciones unitarias de destilación multietapas, absorción y deserción por lo que las limitantes
para la simulación se llevó a cabo para cada columna en específico es decir para cada sub-sección
de ésta y no para conjunto de ellos, tal como se describe a continuación:
Columna despropanizadora (V-102):
Esta columna está diseñada por la empresa para contener 65 platos más reheervidor y
condensador total, es el primer equipo de separación de la planta. En este proceso son removidos
los butanos y sus livianos. En el diagrama de flujo del proceso ilustrado en la Figura 5.1 aparece
que la columna posee condensador y reheervidor. En el simulador, en las especificaciones de la
columna se introdujo el condensador de tipo total y el reheervidor tipo Kettle colocando como
especificaciones el flujo del fondo de la torre y la tasa de reflujo que representa la relación del
flujo del tope entre la corriente que retorna a la torre en la etapa 1. El propano que sale por el tope
es enviado a la sección de reacción y el fondo es enviado a una columna desorbedora.
Columna desorbedora del deetanizador (V-104):
Esta columna diseñada por la empresa para contener 79 platos recibe los productos del reactor
de hidrogenación selectiva mayoritariamente propileno y propano para despojar hacia el tope
hidrógeno, etano, etileno que luego se dirige a la rectificadora y en el fondo se obtiene una
corriente de propano-propileno en un 99% que es enviada a la torre de fraccionamiento propanopropileno.
De acuerdo con las condiciones de diseño de la empresa esta columna debe poseer dos
reheervidores en paralelo con el mismo requerimiento energético pero, para efectos de la
simulación en las especificaciones de la columna se colocó un reheervidor tipo Kettle. En los
resultados el calor del reheervidor equivale a la suma del calor de ambos reheervidores.
Columna rectificadora del deetanizador (V-104):
Esta columna diseñada por la empresa para operar 18 platos recibe en el fondo la corriente de
tope de la desorbedora condensada en un 80% por un intercambiador de calor y en el tope el
38
producto de fondo de un separador flash de la deetanizadora.
El funcionamiento de la torre es sólo para rectificar o absorber el soluto contenido en la
corriente del fondo de fase líquido-vapor a la fase líquida.
Esta columna tiene la misma notación (V-104) que la anterior ya que esta columna es conjunta
con la desorbedora. Por ello en el diagrama de flujo se unieron ambas y se especificó que tenía 97
platos.
Torre de fraccionamiento de propano-propileno (V-105):
La sección de propano-propileno consta de una torre de fraccionamiento diseñada por la
empresa para contener 170 platos donde por el tope sale propileno y en el fondo propano el cual
es enviado al punto de mezcla de la alimentación fresca a la sección despropanizadora y en los
platos (78, 88, 98) se obtiene como salida lateral una corriente en estado líquido de propilenopropano con un 63% de propileno, como fue especificado por la empresa. Este es enviado al
calentador de la sección de hidrogenación selectiva. El propileno es enviado a un separador flash
y mediante un sistema de bombeo se obtiene el propileno en estado líquido como producto
terminado.
Columna desorbedora de la despropanizadora (V-103)
Esta columna es empacada al azar es decir, de relleno con anillos tipo Pall® de segunda
generación de 38 mm de tamaño, el cual se muestra en la Figura A.2. Para esta columna de 2,5 m
de altura de empaque, previo al desarrollo del modelo de simulación era desconocido el número
de etapas teóricas, para ello se siguieron algunas heurísticas (Walas, 1990) donde conocido el
diámetro de la columna de 600 mm se halló el HETP, altura equivalente al plato teórico de 600
mm con un valor de 600 mm, a partir de este resultado se determinó que el número de etapas de
teóricas es de cinco.
Este equipo es contiguo a la despropanizadora. Se encarga de despojar hacia el tope los
productos del fondo de la despropanizadora y el hidrógeno para utilizarlo como gas de
regeneración. El fondo de la columna es dirigido a un separador donde se obtiene gas de
combustión y trazas de compuestos oxigenados utilizados luego como combustible para
operaciones futuras.
Identificados los equipos de la sección de fraccionamiento, se procedió a definir las bases para
la sección de reacción:
39
5.2. Desarrollo del modelo de simulación: Selección de equipos y resultados iniciales
En esta sección se muestran los resultados y los ajustes necesarios para llevar a cabo el
desarrollo de la simulación de acuerdo a las fases descritas en la metodología. Nuevamente esta
sección se divide en dos partes, la sección de fraccionamiento y de reacción.
5.2.1. Especificaciones y condiciones de operación de la sección de fraccionamiento a
partir de las condiciones de diseño.
En la Tabla 5.1 se muestran las condiciones iniciales de operación necesarias para el desarrollo
de la simulación de los principales equipos de la sección de fraccionamiento.
Tabla 5.1. Condiciones de operación de los equipos de la sección de fraccionamiento.
Equipo
Número de
Modelo de Número de
etapas
la columna etapas
teóricas
Despropanizadora
RADFRAC
(V-102)
Desorbedor de la
despropanizadora RADFRAC
(V-103)
Desorbedor del
deetanizador RADFRAC
(V-104)
Rectificadora del
deetanizador RADFRAC
(V-104)
Torre de
fraccionamiento
RADFRAC
propanopropileno (V-105)
67
37
Plato de
alimentación
especificado
por la empresa
44
Plato de
alimentación
estimado
mediante
Kirkbridge
36
Presión
del tope
(kPa)
Tipo de
especificación
2000
Tasa de reflujo de
0,55 y flujo de
residuo de 2830
kg/hr
Diámetro
Caída de
Diametro
Caída de
Tipo de del plato
presión
del plato
presión
plato o de
o
calculada
calculado
(kPa)
empaque empaque
(kPa)
(m)
(m)
30
47
Plato
Perforado
0,58
4,5
4,24
5
5
-
-
400
-
1
2
Diámetro
del
empaque
Empaque
0,038 m y
tipo Pall®
de la
columna
0,6 m
80
25
9
55
3000
Flujo del
destilado= 305240
kg/hr
60
56
Plato
perforado
5,5
5,5
18
14
-
-
2900
-
8
13
Plato
perforado
1,8
1,9
700
Flujo del
destilado=
1404718 kg/hr
120
Empaque
tipo
FLEXIPAC

8
7,8
171
106
118
141
120
40
Las condiciones iniciales introducidas en el simulador fueron corroboradas a través de los
métodos de dimensionamiento corto de columnas desarolladas en las ecuaciones 3.4 a la 3.8.
El número de etapas para todas las columnas involucradas, fue calculado por el método de
Fenske y de Gilliland. Primero se seleccionó el clave liviano y pesado para cada columna para
obtener las fracciones molares de tope y fondo y las volatilidades a fin de calcular el número
mínimo de etapas teóricas por medio de la ecuación de Fenske.
Para obtener el número de etapas teóricas, primero se supuso por heurística (Walas, 1990) que
la relación entre la tasa de reflujo de operación y mínimo es de 1,2. Con estos datos se utilizó el
gráfico de Gilliland y con la Ecuación 3.8 se obtuvo el número de etapas teóricas.
Para obtener la posición del plato de alimentación de las columnas, se utilizó la ecuación de
Kirkbridge mostrada en la Ecuación 3.7.
De acuerdo a los resultados presentados en la Tabla 5.1, la localización del plato de la
alimentación discrepa considerablemente con lo mostrado en la misma tabla especialmente en la
columna desorbedora del deetanizador. En la destilación multicomponente para el cálculo del
número de plato de alimentación es necesaria la selección del clave liviano y pesado. Cabe
destacar que esta columna tiene dos entradas la del plato del tope y el número 9, de acuerdo a la
Figura 5.17 y 5.18 se determinó que las claves serían propileno y propano ya que es donde ocurre
la separación. Con esta selección se obtiene que la alimentación se encuentra al nivel del plato
55.
La causa de esta discrepancia es la corriente de reciclo que alimenta al tope de la columna la
cual, es proveniente del fondo de la columna rectificadora. Al final se concluyó que para la
simulación se colocó como plato de alimentación el nueve (9) debido a que fue la especificación
fijada por el licenciante.
Durante el cálculo de la caída de presión en cada una de las columnas se consideró la heurística
de que por cada plato la caída de presión sería de 0,69 kPa (Walas, 1990) y los resultados en
general se encuentran cercanos a los valores teóricos incluso la caída de presión de la torre
propano-propileno dio exactamente igual al valor de teórico, la máxima desviación es de 35%.
Para el cálculo del diámetro, se utilizó la Ecuación 3.19 para columnas de platos,
para la que el caudal de vapor se extrajo de los resultados de la hidráulica de la columna
correspondiente y la velocidad de ascenso del gas por heurística se supuso entre 0,1 y 0,4 m/s
41
(Walas, 1990), de acuerdo a la presión en el tope de la columna ya que, mientras que el valor de
la presión del tope de la columna se encuentre más lejos de la presión atmosférica la velocidad de
ascenso del gas será menor y viceversa si ocurre lo contrario. La máxima desviación entre el
diámetro calculado y el especificado es de 5% lo cual significa que los resultados fueron los
esperados.
En el caso de la torre empacada de la desorbedora del deetanizador se utilizó la Ecuación 3.21.
Donde el área de la superficie (A) tiene un valor de 0,26 m2 el cual se extrajo de los resultados de
la sección hidráulica, y el valor del diámetro obtenido es igual al especificado.
5.2.2. Condiciones iniciales en la sección de reacción.
Reactores
Para la ilustración de los productos del tren de reactores, el diseño de los reactores se seleccionó
el reactor de rendimientos (RYield) en ASPEN PLUS ®.
Esta sección presentó limitaciones ya que, el simulador ASPEN PLUS® ofrece un paquete de
reactores los cuales fueron nombrados en la sección 3.11, pero para utilizar la mayoría de ellos es
necesario introducir datos acerca de las cinética de las reacciones involucradas además que el
modelo de simulación es en estado estacionario y para la simulación de los reactores el modelo
debe ser dinámico. Por ello se seleccionó el reactor de rendimiento (RYield) el cual se basa
fundamentalmente en el balance de masa que es conocido.
En las Tablas 5.2 y 5.3 se presentan las condiciones de operación introducidas en los reactores a
simular.
Tabla 5.2. Condiciones de operación de los cuatro reactores a partir de los datos de diseño.
Parámetro
Reactor no. 1
Reactor no.2
Reactor no.3
Reactor no.4
Temperatura de
849
872
872
880
337.665
272.941
211.160
127.610
salida (K)
Presión de salida
(kPa)
42
Las temperaturas y presiones especificadas en la presente tabla, fueron fijadas por el
licenciante, En el Manual de Procesos Químicos (Mc Ketta, 1993) se consultaron las condiciones
que favorecen la reacción de deshidrogenación de los hidrocarburos de cadena corta las cuales
están mostradas en las Tablas 3.1-3.3, donde el promedio de temperatura óptimo para la reacción
de obtención de propileno a partir de propano es de 823-873 K y presiones cercanas a la presión
atmosférica. La causa de esta tendencia de altas temperaturas y bajas presiones se debe a que a
mayor temperatura mayor es la conversión y la presión de salida decrece en cada reactor para
favorecer la selectividad.
Las condiciones operacionales del proceso de reacción son:

Al aumentar la selectividad disminuye la conversión

Al aumentar conversión aumenta la temperatura de entrada al reactor

Al aumentar la relación hidrógeno – hidrocarburo aumenta la temperatura

A una misma selectividad la presión de salida del reactor no. 4 disminuye al aumentar la
conversión

A una misma conversión la temperatura aumenta al aumentar la presión de salida del
reactor no. 4

A una misma conversión la temperatura de entrada al reactor aumenta al aumentar el LHSV
(velocidad espacial)

A una misma selectividad la conversión es inversamente proporcional a la velocidad
espacial

A una misma selectividad la conversión es inversamente proporcional a la relación
hidrógeno/hidrocarburos.
43
Tabla 5.3. Rendimientos normalizados de los compuestos involucrados en los reactores basados
en los datos de diseño.
Reactor
Hidrógeno
Metano
Etileno
Etano
Propi-
Propano
Isobuti-
Isobutano
(H2)
(C1)
(C2=)
(C2)
leno
(C3)
leno
(IC4)
(C3=)
(IC4=)
No. 1
0,4
0,03
0,0004
0,01
0,06
0,5
0,00009
0,0004
No.3
0,45
0,03
0,001
0,02
0,13
0,36
0,0002
0,0002
No.4
0,47
0,04
0,001
0,02
0,15
0,31
0,0002
0,0002
Sistema de separación en frío Cold Box (Caja Fría):
Este sistema incluido en la sección de reacción por la empresa, se basa en un intercambiador de
calor multicorriente que enfría y despresuriza la corriente de entrada (158) al tren de reacción. En
el diagrama de flujo y proceso de la planta este sistema es presentado como una caja negra, es
decir los equipos que formar parte de ella son conocidos pero, las condiciones de las corrientes
internas no son especificadas, únicamente existen datos de las corrientes de entrada y de salida de
este sistema. En la Tabla 5.4 se presentan las especificaciones de los equipos del sistema.
Tabla 5.4. Especificaciones de los equipos que componen el sistema de separación en frío.
Intercambiador
Parámetro
Intercambiador
Salida del
Salida del
Salida
de calor
Flash no.1
Flash no.2
Flash no.3.
Corriente 335 =
180 K
Corriente 395 =
319 K
(Precalentador
del reactor de
hidrogenación)
multicorriente
Temperatura
(K)
del
180
162
155
327
44
Tabla 5.4. Especificaciones de los equipos que componen el sistema de separación en frío
(continuación).
Presión
(kPa)
Corriente 335 =
1218
1376
747
445
3798
Corriente 158 =
422
Corriente 395 =
692
5.2.3. Resultados obtenidos de la primera simulación
Con las condiciones iniciales mostradas en las Tablas 5.1-5.4 e introducidas en el simulador se
procedió a realizar la primera simulación. Cabe destacar que el número de iteraciones o
evaluaciones fijado para cada sección de la simulación fue de cien (100) y la tolerancia del flujo
másico de la corriente correspondiente entre la iteración n y n-1 es 0,004 kmol/hr.
Terminado el proceso de cálculo del simulador, por medio del panel de resultados del
simulador, se observa que la simulación presenta errores en el balance de masa. En la Tabla 5.5
se muestra el estatus de las corrientes de reciclo de la plata.
Tabla 5.5. Estatus de las corrientes de reciclo de la planta.
Corriente de
Status
reciclo
Máximo
Tolerancia
error
Máximo
Variable
Bloque de
error /
con
convergencia
Tolerancia
máximo
error
Entrada al tope
No
V-104
converge
Entrada al tope
No
V-104
converge
Entrada al flash Converge
del equipo V105
0,00106382
7,62x10-06
139,596686
C3 flujo SOLVER01
molar
0,01804495
0,00199792
9,03183525
C2 flujo SOLVER01
molar
4,26x10-06
5,19x10-06
0,82178
C3 flujo SOLVER02
molar
45
Tabla 5.5. Estatus de las corrientes de reciclo de la planta (continuación).
Entrada al
Converge 0,00068457 0,00125436
0,5457584
C3 =
fondo de V-
flujo
105
molar
Entrada al tope Converge
5,63x10-06
2,35x10-05
0,23974562 C3 flujo SOLVER02
de V-105
Entrada al
SOLVER02
molar
Converge
5,08x10-07
8,47x10-07
0,60052626 H2S flujo SOLVER03
compresor
molar
multietapa del
reactor
Salida del
Converge 0,00014215 0,00329397 0,04315589 C3 flujo SOLVER03
reactor No.4
Entrada al
molar
Converge
1,93x10-05
4,22x10-05
0,45670431
Converge
2,17x10-19
4,38x10-06
4,95x10-14
Entalpía SOLVER05
intercambiador
de D-201
Entrada al
Flujo
intercambiador
molar
de D-201
total
SOLVER06
A través de la Tabla 5.5 se demuestra que las corrientes que presentan el máximo error son las
corrientes de reciclo que conforman las columnas de la deetanizadora (V-104) la corriente 524
representa el producto de fondo de la rectificadora que es enviada al tope del desorbedor y la 517
es el producto de fondo del separador flash de la deetanizadora que es enviada al tope de la
rectificadora. Como consecuencia de la no convergencia de estas corrientes la solución arrojada
(SOLVER 01) es incorrecta, la causa de este inconveniente es que el método RADFRAC de
columnas, realiza los cálculos basándose en el equilibrio termodinámico entre las etapas, lo cual
para este caso no aplica por ello es necesario calcular las eficiencias de Murphree de las
respectivas columnas para lograr la validación de la simulación.
46
5.3. Ajustes en las especificaciones de los equipos en la simulación.
La eficiencia de Murphree es un parámetro muy importante en la simulación de columnas de
fraccionamiento puesto que, este parámetro aplica en columnas donde las etapas no alcanzan el
equilibrio termodinámico, donde la composición de vapor de salida del plato no es igual a la
composición de vapor de salida en equilibrio termodinámico.
En las Tabla 5.6 se muestran los resultados de la eficiencia de Murphree para el ajuste de las
columnas de la sección de fraccionamiento en ASPEN obtenidos por el método de Edmister a
través de las ecuaciones 3.14 hasta la 3.21.
Tabla 5.6. Eficiencia Murphree en las columnas de la sección de fraccionamiento de la planta.
Eficiencias de
Murphree
Despropanizadora
(V-102)
Desorbedor del
deetanizador
(V-104)
Rectificadora
Torre de
del
fraccionamiento
deetanizador
propano-propileno
(V-104)
(V-105)
Eficiencias de
Murphree en la zona
de rectificación del
-
-
0,61
-
0,89
0,99
0,99
0,51
0,91
-
0,93
0,94
-
-
etano
Eficiencias de
Murphree en la zona
de rectificación del
propileno
Eficiencias de
Murphree en la zona
de rectificación del
propano
Eficiencias de
Murphree en la zona
de rectificacion del
isobutano
47
Tabla 5.6. Eficiencia Murphree en las columnas de la sección de fraccionamiento de la planta
(continuación).
Eficiencias de
Murphree en la zona
0,66
-
0,85
1
0,61
-
0,99
0,64
-
-
-
de desorción del
propileno
Eficiencias de
Murphree en la zona
de desorción del
propano
Eficiencias de
Murphree en la zona
de desorción del
isobutano
De acuerdo a los resultados obtenidos en la Tabla 5.6, las eficiencias de cada componente por
zona son mayores del 50%. La columna que representa la eficiencia más elevada es la de la torre
de fraccionamiento propano-propileno puesto que en ella la destilación es binaria (propanopropileno) por lo tanto en el tope únicamente sale propileno y en el fondo propano 99% puro
respectivamente.
Las columnas que tienen los valores más bajos en sus eficiencias son la columna
despropanizadora y la desorbedora del deetanizador. En la columna despropanizadora la
eficiencia menor es del propano en la zona de rectificación al igual que el isobutano en la zona de
desorción, cabe destacar que estos dos compuestos son el clave liviano y pesado respectivamente.
Estos valores representan el porcentaje de recuperabilidad del compuesto, lo contrario ocurre en
estos compuestos pero en las zonas de desorción y rectificación donde el porcentaje de
recuperabilidad es elevado, de 95 a 100 %. La tendencia es similar para la columna desorbedora
del deetanizador.
48
5.4. Análisis de los resultados finales de la simulación. Consideraciones
Para el análisis de los resultados finales de la simulación, se discutirán los resultados por cada
sección y a su vez para cada equipo de la misma. En la sección de fraccionamiento los resultados
son presentados a través de gráficos obtenidos por el simulador en base a los parámetros de
temperatura, presión, composiciones, flujos líquido y gaseoso y parámetro de flujo. Para la
sección de reacción los resultados finales son mostrados por medio de tablas y gráficos
porcentuales de rendimientos y un gráfico donde se agrupan las temperaturas de operación de los
calentadores y reactores involucrados.
5.4.1 Sección de fraccionamiento (Unidad 100):
Las columnas de absorción y de destilación constituyen principalmente esta sección donde los
productos obtenidos en el reactor son fraccionados y separados para la obtención del propileno.
Columna despropanizadora (V-102):
Esta columna se caracterizó por medio de los perfiles de temperatura, presión y composición a
lo largo de las etapas de la columna para así analizar el comportamiento de la columna y la
Presión (kPa)
2085 2090 2095 2100 2105 2110 2115 2120 2125 2130
Temperatura (K)
320 325 330 335 340 345 350 355 360 365 370 375 380
relación existente entre la temperatura, presión y composición.
1
Temperatura
Presión
6
11
16
21
26
31
36
41
46
51
56
61
66
71
Eta pa
Figura 5.2. Perfil de temperaturas y presiones de la columna V-102.
En la Figura 5.2. se observa un comportamiento dual de la temperatura, ya que, visiblemente
desde la etapa 1 hasta 50 la temperatura permanece constante y a partir de la etapa 51 hasta la
última etapa la temperatura aumenta hasta 376 K tomándose en cuenta que la temperatura en la
última etapa es el doble del valor en la etapa 51. Este comportamiento es debido primero, que
49
entre la etapa 43 y 44 está la corriente de alimentación parcialmente vaporizada con una
temperatura de 333 K y la segunda es que en las últimas etapas las temperaturas de ebullición de
los componentes menos volátiles de la columna son mayores que los más volátiles que salen por
el tope y por ello está la presencia del reheervidor para evaporar la corriente en estado líquido que
desciende por la torre. Además que el aumento de temperatura es mayor en la sección de
desorción que en la de rectificación.
La causa del mantenimiento de la temperatura generó dudas sobre el correcto
dimensionamiento de la torre por lo que se reconsideró en disminuir el número de etapas de 67 a
37 que representa el número de etapas teóricas pero el comportamiento fue el mismo como se
muestra en la Figura 5.3. Se propuso cambiar el plato de alimentación del 43 al 15 pero el
resultado fue el mismo al observar la Figura 5.4. Una explicación a ello puede ser que esta
columna opera para separar los butanos e isobutanos del propano y sus ligeros. El punto de
ebullición del propano es de 231 K y del propileno es 225 K, por lo cual durante las primeras 50
etapas ocurrieron pequeñas separaciones donde no hubo alteraciones de temperatura hasta que se
da la separación completa y por ello la temperatura aumentó 45 K en las últimas etapas de la
columna.
En la Figura 5.2 se observa que el cambio de presión es constante en las todas las etapas de la
columna por ello la figura muestra una línea recta de pendiente constante. La presión en el tope
2095
2090
2080
Presión (kPa)
2075
2070
2065
345
340
Temperatura (K)
335
330
325
Temperatura
Presión
2085
355
350
es de 2080 kPa y en el fondo de 2130 kPa.
1
6
11
16
21
26
31
36
41
Eta pa
Figura 5.3. Perfil de temperaturas y presiones de la columna de 37 etapas.
2115
2110
2100
2095
2090
Presión (kPa)
2105
Temperatura
Presión
2085
Temperatura (K)
330 335 340 345 350 355 360 365 370 375 380
50
1
6
11
16
21
26
31
36
41
Etapa
Figura 5.4. Perfil de temperatura y presión de la columna de 37 etapas y plato de alimentación
N° 15.
Una vez evaluada la factibilidad real del diseño de la columna se procedió a realizar el estudio
perfil de composiciones de la columna para estudiar la influencia de la temperatura y presión en
ella.
1,2
Fracción másica
1
0,8
0,6
C3
0,4
IC4
0,2
0
1
7 13 19 25 31 37 43 49 55 61 67
Etapa
Figura 5.5. Perfiles de las fracciones másicas del propano (C3) hasta isobutano (IC4) en estado
gaseoso.
51
1,2
Fracción másica
1
0,8
0,6
C3
0,4
IC4
0,2
0
1
7 13 19 25 31 37 43 49 55 61 67
Etapa
Figura 5.6. Perfiles de las fracciones másicas del propano (C3) hasta isobutano (IC4) en estado
líquido.
En las Figura 5.5 y 5.6, se muestra el comportamiento de algunos de los compuestos a lo largo
de la columna, claramente se observa que el compuesto liviano es el propano y el pesado el
isobutano ya que, la fracción de propano pasa a ser mayoritaria en el tope a minoritaria en el
fondo y viceversa para el isobutano; el punto de separación ocurre en la etapa 61. Por ello al igual
que en el perfil de temperatura en la Figura 5.2, se observa que hay dos perfiles diferentes en las
Figuras 5.5 y 5.6, puesto que las composiciones son constantes en las 50 etapas de la columna
debido a que la temperatura es constante y en las últimas etapas es donde ocurre la separación
como consecuencia del aumento súbito de temperatura en la columna.
A continuación se muestra los perfiles de flujo másico líquido y gaseoso en las etapas de la
columna con la finalidad de estudiar la influencia de la corriente de alimentación a la columna.
Flujo másico (kg/hr)
52
900.000
800.000
700.000
600.000
500.000
400.000
300.000
200.000
100.000
0
Flujo gaseoso
Flujo líquido
2
9 16 23 30 37 44 51 58 65
Etapa
Figura 5.7. Perfiles de los flujos másico en estado líquido y vapor en las etapas de la columna.
Se observa que el comportamiento de los flujos es constante en las zonas de rectificación y de
desorción, hay un salto entre la etapa 43 y 44 que representa la entrada de la alimentación a la
torre con un 18 % de vaporización por ello, el flujo de líquido aumenta de 200.000 kg/hr a
aproximadamente 370.000 kg/hr y el de vapor como opera contra-corriente también aumenta su
flujo por el ingreso a la alimentación.
Posteriormente se procedió a evaluar la adiabaticidad de la torre, por lo que se procedió a
realizar un balance de energía en estado estacionario de la misma para lo cual se requirió estimar
los calores involucrados, obteniéndose que el calor del condensador de -30.142 kJ/s y el del
reheervidor es de 27.197 kJ/s. Las entalpías de las entradas y salidas de la torre fueron obtenidas
a partir de la simulación por lo que al final se puede desarrollar el siguiente balance de energía tal
como se muestra a continuación.
𝑄𝑟𝑒ℎ𝑒𝑒𝑟𝑣𝑖𝑑𝑜𝑟 + 𝑄𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 = 𝑄𝑐𝑜𝑛𝑑 + 𝑄𝑡𝑜𝑝𝑒 + 𝑄𝑓𝑜𝑛𝑑𝑜 + 𝑄𝑎𝑚𝑏𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒.
𝑄𝑓𝑜𝑛𝑑𝑜 + 𝑄𝑡𝑜𝑝𝑒 + 𝑄𝑎𝑚𝑏𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 − 𝑄 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 = −3000
𝑄𝑎𝑚𝑏𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 = −3000
(5.1)
𝑘𝐽
𝑠
𝑘𝐽
𝑘𝐽
𝑘𝐽
+ 2945 = −55
𝑠
𝑠
𝑠
El valor de -55 kJ/s representa el calor cedido al ambiente, y representa el 2% del gasto
energético de la columna lo que representa que las pérdidas de calor de la columna al ambiente
son prácticamente nulas.
53
Por último se muestra a continuación el comportamiento del parámetro de flujo en las etapas de
Parámetro de flujo
la columna, el cual permite conocer si hay posibilidad de inundación en la columna:
0,4
0,35
0,3
0,25
0,2
0,15
0,1
0,05
0
0
20
40
60
80
Etapa
Figura 5.8. Parámetro de flujo de las etapas de la columna.
En la presente figura la tendencia de la curva es la misma que en la Figura 5.7, puesto que el
parámetro de flujo es dependiente de los flujos de líquido y vapor a lo largo de las etapas de la
columna. En la zona de rectificación el parámetro o factor de flujo es constante mientras que en
la zona de desorción este factor aumenta el doble puesto que, el flujo de líquido y de vapor en las
últimas etapas aumenta ocasionando que las posibilidades de inundación de la columna se eleven
pero, sin rebasar el límite permitido de 90%. Por ello cuando el licenciante y la empresa
diseñaron los equipos, para esta columna el espaciamiento de los platos de la zona de desorción
se añadió el 15% del espaciamiento de los platos de la zona de rectificación.
Columna desorbedora de la despropanizadora (V-103)
Esta columna, es diferente al resto de las columnas ya que, es una columna empacada de relleno
aleatorio y el proceso de separación es la desorción del isobutano quien ingresa a la torre en fase
líquida y sale al tope de la misma pero en fase gaseosa.
En las siguientes figuras se muestran los perfiles de temperatura, presión y composiciones, la
cual a través de ellos permiten el estudio más detallado del comportamiento de la columna.
A continuación se presenta el perfil de temperaturas y presiones de la columna empacada
54
600
500
400
300
Temperatura (K)
200
Presión (kPa)
100
0
1
2
3
Etapa
4
5
Figura 5.9. Perfil de temperaturas y presiones de la desorbedora de la despropanizadora.
Se observa en la Figura 5.9 a diferencia de la Figura 5.2 de la columna despropanizadora un
aumento continuo de la temperatura en cada etapa debido que en el fondo está presente los
componentes menos volátiles que tienen temperaturas de ebulliciones mayores a 293 K que es la
temperatura de tope. Cabe destacar que en la figura se observan que los cambios de temperatura
en cada etapa son elevados, esto se debe porque la temperatura de la corriente que entra al tope de
la columna es de 378 K y la temperatura de la corriente que entra al fondo es de 477 K por lo que,
la diferencia entra ambas es de 100 K por lo que es de esperarse diferencias de temperatura entre
las etapas significativas. Esto no es común en las columnas de absorción y/o desorción puesto
que los cambios de temperatura no son grandes pero, este en caso ocurre lo contrario ya que las
diferencias de temperatura de las entradas al tope y fondo son elevadas.
Al igual que en la Figura 5.2. la caída de presión es uniforme en la columna por ello, en el
presente diagrama se observa una línea horizontal entre las etapas. La presión en el tope es de
500,5 kPa y en el fondo de 500,6 kPa por lo tanto la caída de presión es despreciable.
En la figura siguiente se presenta el perfil de composiciones del metano y del isobutano que es
el soluto a remover o desorber hacia el tope de la columna.
55
0,7
Fracción másica
0,6
0,5
0,4
0,3
C1
0,2
IC4
0,1
0
1
2
3
4
5
Etapa
Figura 5.10. Perfiles de las fracciones másicas del metano (C1) e isobutano (IC4) en estado
gaseoso.
1,2
Fracción másica
1
0,8
0,6
0,4
0,2
0
1
2
3
4
5
Etapa
Figura 5.11. Perfiles de las fracciones másicas del benceno (BZ) en estado líquido.
A diferencia de la columna despropanizadora esta no posee componente liviano y pesado, la
razón es que la columna despoja todos los componentes de la corriente hacia el tope, como es una
torre de desorción todos los componentes que entraron al tope de la columna salen por la misma
pero en fase vapor debido al proceso de difusión a lo largo de las etapas, mientras que la corriente
en fase vapor que entra al fondo de columna presenta en su mayoría componentes de bajo peso
molecular como el hidrógeno y el metano al ser volátiles e incompresibles en el momento de
56
entrar a la columna van a ser llevados hacia el tope. El problema está en que no hay difusión
desde la fase vapor a la líquida ya que, el flujo de los componentes menos volátiles es
despreciable (menor a 1 kmol/hr) en comparación con los volátiles además que la tasa de reflujo
es de 0,15 un valor muy bajo con respecto a las tasas de reflujo de las columnas de
fraccionamiento, es decir que el flujo líquido que retorna a la torre es muy poco por la ausencia
de condensador y de reheervidor.
A continuación se presenta la figura de los flujos másico líquido y vapor en las etapas de la
Flujo másico (kg/hr)
1000 1500 2000 2500 3000
columna
flujo líquido
500
flujo gaseoso
1
2
3
Etapa
4
5
Figura 5.12. Flujos másico líquido y vapor en las etapas de columna.
Es característico de este tipo de columnas que operan en contra-corriente el flujo de líquido
disminuye desde el tope hasta el fondo mientras que el de vapor aumenta mientras este asciende
en la torre. Aunque entre la etapa 3 y 4 los flujos son constantes debido a que en etapas es donde
ocurre la desorción.
Por último se muestra la figura que representa el parámetro de flujo de las etapas de la
columna.
Parámetro de flujo
57
0,06
0,05
0,04
0,03
0,02
0,01
0
1
2
3
4
5
Etapa
Figura 5.13. Parámetro de flujo en las etapas.
En la figura se observa que en las etapas dos y cuatro, el parámetro es constante debido a que
los flujos líquido y gaseoso son iguales entre sí entre las etapas mencionadas, puesto que los
valores del parámetro son menores a 0,1 lo cual confirma que la columna es empacada.
Columna desorbedora del deetanizador (V-104):
Esta columna se encarga de despojar el etano y sus livianos por el tope, mientras que en el
fondo se obtiene propano y propileno quien alimenta a su vez a la torre de fraccionamiento
propano-propileno.
A continuación se presenta el perfil de temperaturas y presiones de la columna con el fin de
31 20
Presión (kPa)
31 00
34 0
33 5
33 0
Temperatura (K)
34 5
31 40
35 0
31 60
estudiar el comportamiento de la misma.
1
T empe ra tu ra
P re si ón
21
41
61
81
Eta pa
Figura 5.14. Perfiles de temperaturas y presiones de la columna V-104.
58
En la presente figura se observa un aumento drástico de la temperatura desde la etapa 1 (334 K)
hasta la 9 que representa a la sección de rectificación y a partir de la etapa 10 hasta la 79 el
aumento de temperatura decrece con respecto a las primeras etapas con un rango de (344-349) K.
Se observa que hay un decrecimiento de la temperatura en la etapa 9 porque, la corriente de
alimentación tiene una temperatura de 333 K la cual es menor a la de la etapa anterior, pero se
observa que en la etapa 11 hubo un aumento de temperatura el cual se mantiene en el resto de las
etapas. En esta columna ocurre el mismo fenómeno al observado en la desorbedora del
despropanizador.
En la misma figura se observa que la pendiente de la gráfica presión en función de las etapas es
constante por lo que la caída de presión en cada etapa es constante. La presión en el tope de 3090
kPa y en el fondo de 3160 kPa.
A continuación se presenta el perfil de composiciones másicas de los compuestos mayoritarios
de la columna desorbedora.
0,7
Fracción másica
0,6
0,5
0,4
0,3
C3
0,2
C3=
0,1
0,0
5
8
11
14
17
20
23
26
29
Etapa
Figura 5.15. Perfil de composiciones másicas en estado gaseoso del propileno (C3=) hasta el
propano (C3).
59
0,7
Fracción másica
0,6
0,5
0,4
0,3
C3=
0,2
C3
0,1
0
1
4
7
10 13 16 19 22 25 28 31
Etapa
Figura 5.16. Perfil de concentraciones másicas en estado líquido desde el propileno (C3=) hasta
propano (C3).
De las Figura 5.15-5.16 se muestra que el componente liviano es el propileno y el pesado el
propano. Al igual que en las gráficas anteriores las concentraciones se mantienen constantes en la
zona de desorción (9-79), aunque no se logra la distribución de composiciones deseadas puesto
que la relación obtenida entre propileno-propano es 1,18 y la deseada es de 10. Esto ocurre
porque hay una corriente de reciclo que sale del fondo de la columna rectificadora y es enviada al
tope de la columna lo cual interfiere en la distribución de componentes en el tope. Lo que entra
de esta corriente es lo que sale del tope, además del etano y los más livianos provenientes del
plato de alimentación.
La torre posee el mismo comportamiento que la desorbedora despropanizadora con la
diferencia de que esta posee un reheervidor debido a que el plato de alimentación no se encuentra
en el fondo sino, en el plato 9.
Comparando la tablas de las corrientes A.1 y A.2, hay un aumento en el flujo de hidrógeno,
metano, etileno y etano, mientras que el propileno y propano no hubo cambios. Al ser
compuestos menos volátiles, éstos descendieron hasta el fondo. Esto sucede debido a que la
corriente de alimentación entra en contacto con el plato (10 K por encima de la temperatura de
entrada), inmediatamente los elementos mencionados anteriormente se vaporizan hasta el tope de
la columna.
60
En la siguiente figura se muestra el flujo másico líquido y vapor en cada una de las etapas de la
Flujo másico (kg/hr)
columna.
700.000
600.000
500.000
400.000
300.000
200.000
100.000
0
Flujo líquido
Flujo gaseoso
1
9 17 25 33 41 49 57 65 73
Etapa
Figura 5.17. Flujos másicos líquido-vapor en las etapas de la columna.
Los flujos de líquido y de vapor se mantienen constantes en la columna a excepción de la etapa
Parámetro de flujo
9 donde entra la alimentación líquida por ello el crecimiento de flujo líquido.
0,7
0,6
0,5
0,4
0,3
0,2
0,1
0
1 8 15 22 29 36 43 50 57 64 71 78
Etapa
Figura 5.18. Parámetro de flujo en las etapas.
La curva del parámetro de flujo presenta la misma tendencia que en la Figura 5.17, entre las
etapas 9 y 79 hay una línea constante ya que, el flujo líquido y gaseoso son constantes entre las
etapas mencionadas. Se puede apreciar que entre las etapas 1 y 9 el parámetro de flujo es de 0,4
mientras que en el resto de las etapas es de 0,65, lo cual se deduce que en la zona de desorción el
61
factor de inundamiento es mayor ya que la carga de flujo entre los platos es mayor de acuerdo a
lo observado en la Figura 5.18. Además que el espaciamiento y el diámetro de los platos son
iguales en toda la columna.
Columna rectificadora del deetanizador (V-104):
Esta columna presenta el comportamiento contrario a la desorbedora puesto que en esta, se
rectifican los etanos y sus livianos, solo recibe la corriente parcialmente vaporizada en un 20%
del tope de la desorbedora en el fondo y en el tope la corriente de fondo líquida del separador
flash de la deetanizadora.
Presión (k Pa)
29 45 29 46 29 47 29 48 29 49 29 50 29 51 29 52 29 53 29 54
30 0
26 0
28 0
Temperatura (K)
32 0
34 0
A continuación el perfil de temperaturas y presiones de la columna.
1
T empe ra tu ra
P re si ón
6
11
16
21
Eta pa
Figura 5.19. Perfil de temperaturas y presiones de la columna rectificadora del deetanizador.
La curva representada en la Figura 5.19 muestra que el aumento de temperatura en las etapas no
es uniforme y en las últimas 6 etapas este aumento decrece en relación a las primeras etapas, lo
que demuestra que la columna no tiene zona de desorción sino de rectificación. A diferencia de la
Figura 5.9, en esta figura el cambio de temperatura a lo largo de las etapas es poco significativo
es de 40 K puesto que, la corriente que entra al tope de la columna entra a una temperatura de
325 K y la que entra al fondo tiene una temperatura de 264 K además que esta columna posee
más etapas que la desorbedora del despropanizador.
En la misma figura se observa que la presión en el tope es de 2945 kPa y en el fondo de 2953
kPa y que la caída de presión de la columna es constante en cada una de las etapas.
62
En las dos siguientes figuras se presentan los perfiles de composiciones másicas de los
Fracción másica
compuestos mayoritarios de la columna.
0,9
0,8
0,7
0,6
0,5
0,4
0,3
0,2
0,1
0
C2
C3=
C3
1
3
5
7
9
11
13
15
17
Etapa
Figura 5.20. Perfil de composiciones másicas en estado gaseoso desde
Fracción másica
etano (C2) hasta propano (C3).
0,9
0,8
0,7
0,6
0,5
0,4
0,3
0,2
0,1
0
C2
C3=
C3
1
3
5
7
9
11
13
15
17
Etapa
Figura 5.21. Perfil de composiciones másicas en estado líquido desde etano (C2) hasta propano.
En el tope el componente mayoritario es el etano en un 80% molar mientras que en el fondo no
existe como tal, hay una repartición equitativa entre propano y propileno. Se observa que la curva
de las composiciones líquidas y gaseosas de propileno es de una parábola puesto que alcanza un
pico o un máximo.
63
55000
60000
A continuación se presentan los flujos másico líquido y vapor en las etapas de la columna.
Flujo másico (kg/hr)
Flujo líquido
45000
50000
Flujo vapor
1
6
11
16
21
Etapa
Figura 5.22. Flujos másico líquido vapor en las etapas de la columna.
Este comportamiento de los flujos es lo contrario del despojador de la despropanizadora, en la
primera etapa el flujo másico es menor que el del tope debido a que el soluto se traspasó desde la
fase gaseosa hasta la fase líquida. Tanto el flujo líquido como el gaseoso son uniformes en las
etapas de la columna ya que, no está presente el plato de alimentación.
Parámetro de flujo
Por último se muestra el parámetro de flujo de la columna.
0,335
0,33
0,325
0,32
0,315
0,31
0,305
0,3
1
3
5
7
9
11
13
15
Etapa
Figura 5.23. Parámetro de flujo en las etapas.
17
64
El comportamiento de la curva de la presente figura, posee la misma tendencia que la Figura
5.23. De acuerdo a lo observado de la figura el parámetro de flujo aumenta en cada una de las
etapas, aumentando el factor de inundación de la columna desde 0,6 hasta 0,65.
Torre de fraccionamiento de propano-propileno (V-105):
Para la simulación de esta columna en ASPEN ® se realizaron algunas modificaciones:
 La torre debería tener dos productos en el fondo; el primero, que va a la columna
despropanizadora y el otro iría a un intercambiador para calentarse y retornar al fondo de la torre,
lo que actuaría como un reciclo externo en el proceso de cálculo de esta torre. Para las
especificaciones de diseño de la columna se añadió en el producto de fondo un separador de flujo
especificando que el 97% del fondo ingresaría al intercambiador.
Esta columna tiene una altura de 71800 mm a partir del primer plato hasta el último sin tomar
en cuenta la base de la misma. Es la torre más alta de la planta y también cuenta con el mayor
diámetro de 8000 mm, relacionando la altura con el diámetro se obtiene un espaciamiento entre
los platos de 420 mm. Cabe destacar que el número de platos de esta columna es elevado ya que,
la altura únicamente de la columna sin considerar la base de la misma es de 71800 mm la cual es
elevada, una consideración a tomar en cuenta durante la instalación de los equipos es utilizar tres
o cuatro columnas en serie de 40 etapas cada una para así minimizar la altura y evitar riesgos de
de estabilidad por efectos del viento.
 Al evaluar las dimensiones de la torre en el simulador se obtuvo que el factor de
inundamiento a lo largo de toda la columna de 1,2 (conociendo que el valor máximo es de 0,85).
Como los platos están prácticamente unidos del uno al otro, se decidió cambiar la estructura de la
columna de platos a empaque estructurado tipo FLEXIPAC® de material de acero (ver figura
A.3). Con esta modificación se obtuvo que el factor de inundamiento es de 0,83. Cabe destacar
que esta consideración es solo para la simulación para la instalación de la torre se mantendrá la
estructura inicial.
Se presenta en la siguiente figura el perfil de temperaturas y presiones de la torre de
fraccionamiento.
810
291
292
65
805
Presión
800
795
Presión (kPa)
288
287
286
282
790
283
284
285
Temperatura (K)
289
290
Temperatura
1
51
101
151
201
Etapa
Figura 5.24. Perfil de temperaturas y presiones de la columna V-105.
En la Figura 5.24, se observa que desde la primera etapa hasta la etapa 70, aproximadamente,
las temperaturas son constantes. Ya desde esta etapa hasta la última hay un crecimiento notorio
de la misma, esto se debe a que en la etapa 118 se encuentra el plato de la alimentación a una
temperatura de 290 K, dos grados por encima que la temperatura del plato por ello en el gráfico
se aprecia un bulto, luego de la etapa 118 la curva retorna al mismo comportamiento previo a la
entrada de alimentación. Se concluye que en la zona de desorción es donde el cambio de
temperaturas es mayor mientras que en la de rectificación es constante como en la columna
despropanizadora.
En la presente figura se observa el cambio de presión uniforme a partir de los 284 K. El mayor
cambio de presión se observan en las primeras 80 etapas de la columna. La presión en el tope es
de 790 kPa y en el fondo de 807 kPa.
A continuación se presentan los perfiles de composiciones en las etapas de la torre.
66
1,2
Fracción másica
1
0,8
0,6
C3=
0,4
C3
0,2
0
1
16 31 46 61 76 91 106 121 136 151 166
Etapa
Figura 5.25. Composiciones másicas de propileno (C3=) – propano (C3) en estado gaseoso.
1,2
Fracción másica
1
0,8
0,6
C3=
0,4
C3
0,2
0
1 16 31 46 61 76 91 106 121 136 151 166
Etapa
Figura 5.26. Composiciones másicas de propileno (C3=) – propano (C3) en estado líquido.
Por ser la última columna de fraccionamiento de la planta las corrientes de entrada a la columna
son mayoritariamente propano y propileno son respetivamente el clave liviano y pesado. Las
Figuras 5.25-5.26 son un ejemplo representativo de destilación binaria puesto que el compuesto
pesado en el fondo de la torre es puro y en el tope el 99% del flujo molar de la corriente pertenece
al clave liviano, además es notoria la simetría entre las curvas.
En la siguiente figura se muestran los flujos líquido y gaseoso de las etapas de la torre.
67
Flujo másico (kg/hr)
1.350.000
1.300.000
1.250.000
Flujo líquido
1.200.000
Flujo gaseoso
1.150.000
1.100.000
1
21
41
61
81 101 121 141 161
Etapa
Figura 5.27. Flujo líquido y vapor en las etapas.
En la presente figura, específicamente en las etapa 118 hay un crecimiento y descenso de los
flujos líquido y vapor puesto que la corriente de alimentación está parcialmente vaporizada con
un 56 %, en la zona de rectificación hay un crecimiento de ambos flujos porque la torre posee dos
entradas parcialmente vaporizadas en la primera etapa y en la última.
Parámetro de flujo
Por último se presenta la figura del parámetro de flujo en relación a las etapas de la torre.
0,25
0,2
0,15
0,1
0,05
0
1
21
41
61
81
101
121
141
161
Etapa
Figura 5.28. Parámetro de flujo en las etapas.
Por lo mencionado en las columnas anteriores, en la presenta figura, la curva tiene la misma
tendencia que en la figura previa, donde se puede aprecia que la curva tiene similitud con la curva
de flujo líquido-vapor de la Figura 5.27. También se observa que el parámetro de flujo se
encuentra 0,15 y 0,2 lo cual confirma que la columna es empacada.
68
5.4.2. Sección de reacción (Unidad 200).
Una vez obtenido los resultados finales de la sección de fraccionamiento, se procedió simular la
sección de reacción. Los resultados a discutir son los rendimientos de cada uno de los reactores
en forma tabulada y gráfica porque permiten analizar la tendencia de producción del propileno,
etileno e isobutileno en los reactores y las temperaturas de las corrientes de entrada a los
calentadores y reactores.
A continuación se presenta la relación de flujos obtenidos del propileno/propano, etileno/etano
e isobutileno/isobutano.
Tabla 5.7. Relación de flujos obtenidos de las principales parafinas con sus respectivas olefinas
en el tren de reacción.
Entrada al reactor 1
Reactor 1
Reactor 2
Reactor 3
Reactor 4
C3=/C3
0,006
0,114
0,225
0,359
0,497
C2=/C2
0,017
0,033
0,046
0,050
0,053
IC4=/IC4
0,046
0,225
0,500
1,000
1,500
En la Tabla 5.7 se determina que la relación IC4=/IC4 presenta es la mayor, le sigue C2=/C2 y
C3=/C3, en cada uno de los reactores, aunque el significado de estas relaciones se muestran de
manera más representativa a través de los siguientes gráficos porcentuales en las Figuras 5.305.32.
entrada al
reactor 1
1%
C3=/C3
reactor 1
9%
reactor 2
19%
reactor 4
41%
reactor 3
30%
Figura 5.29. Distribución porcentual de la relación de propileno/propano (c3=/c3) en cada
reactor.
69
Se observa en la Figura 5.29 el aumento del porcentaje en cada uno de los reactores ya que, se
parte de 1% hasta el 41% en el reactor no.4.
C2=/C2 entrada al
reactor 1
8%
reactor 1
17%
reactor 4
27%
reactor 3
25%
reactor 2
23%
Figura 5.30. Distribución porcentual de la relación de etileno/etano (C2=/C2)en cada reactor.
Se observa en la Figura 5.30 el aumento del porcentaje en cada uno de los reactores ya que, se
parte de 8% hasta el 27% en el reactor no.4.
entrada al
reactor 1
1%
IC4=/IC4 reactor 1
7%
reactor 2
15%
reactor 4
46%
reactor 3
31%
Figura 5.31. Distribución porcentual de la relación de isobutileno/isobutano (IC4=/IC4) en cada
reactor.
70
Se observa en la Figura 5.31 el aumento del porcentaje en cada uno de los reactores ya que, se
parte de 1% hasta el 46% en el reactor no.4.
Para profundizar con mayores detalles estos resultados a continuación se presenta un gráfico de
temperaturas en las entradas de los calentadores y de los reactores.
Figura 5.32. Perfil de temperatura en la zona de reacción.
En esta zona las temperaturas se encuentran entre 833 K y 923 K valores altos para favorecer la
conversión, en la Figura 5.32 se observa que para favorecer la reacción endotérmica es necesario
el uso de calentadores entre los reactores, las temperaturas a la entrada de los cuatros reactores
aumentan a excepción de la entrada del reactor No.3 y No. 4 que se mantiene constante al igual
que la entrada de sus respectivos calentadores; justamente en esos reactores es donde el
crecimiento de los rendimientos de las olefinas mostradas en las Figuras 5.29-5.31 se desacelera
con respecto al reactor No.1. Cabe destacar que la velocidad espacial de los reactores es de 2,53,5 hr-1 estos valores no pueden ser disminuidos porque afectaría la selectividad de la reacción.
5.5. Comprobación de la factibilidad técnica de la planta.
Una vez mostrados los resultados de las corrientes, ya sean los arrojados por ASPEN PLUS® o
los mostrados por el licenciante (que sirvieron de punto de partida y de referencia para el
desarrollo de la simulación), se puede afirmar que:
 Los resultados de la temperatura, presión, flujo másico y volumétrico de las corrientes son
iguales a los mostrados por el licenciante.
71
 Con respecto a los flujos composicionales los resultados son similares a excepción de la
corriente 509 y de la 643, donde la composición de propileno está en exceso en un 50% del valor
deseado y la del propano está cuarenta veces por encima de su valor. Con respecto a la corriente
643 la composición de propileno es la mitad de su composición deseada. Cabe destacar que estas
discrepancias no afectan en la factibilidad de la planta puesto que, la corriente 509 está destinada
a utilizarse como gas de regeneración y la 643 a la columna despropanizadora para luego ser
enviada la corriente al tren de reacción donde fue necesario aumentar el rendimiento de propileno
para solucionar esta discrepancia. (ver tablas A.1 y A.2)
 Se observó que hay diferencias de las entalpías de las corrientes. El error se encuentra en la
corriente 101 (alimentación fresca), donde la entalpía arrojada por el simulador es de -48 x 106
kcal/hr, según los resultados hechos por el licenciante esta entalpía debería ser de 0,7 x 106
kcal/hr. La causa de este error es desconocida al comprobar los resultados del gasto energético
de los equipos (reactores, torres de destilación, calentadores) son correctos.
72
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES
Se identificaron y estimaron las condiciones de operación de los equipos principales de la
planta y se seleccionó el modelo termodinámico de Redlich-Kwong-Soave para el desarrollo de
la simulación en ASPEN PLUS® puesto que es el modelo apropiado para sistemas con
compuestos no polares, en este caso los hidrocarburos.
Se calculó la Eficiencia de Murphree en cada una de las columnas de destilación y absorción de
la sección de fraccionamiento para el ajuste de la simulación de la planta, obteniéndose valores
de eficiencias entre 50% y 100 % lo que demuestra que fue necesario realizar el ajuste ya que, el
valor mínimo de eficiencia en la columna despropanizadora fue del 51% el cual se encuentra
alejado del 100%.
Para finalizar se concluye que el modelo de simulación en estado estacionario de la planta de
deshidrogenación catalítica para la producción de propileno es factible puesto que los resultados
arrojados por el simulador ASPEN PLUS® fueron los deseados, ya que el balance de masa y
energía se cumple y la composición del producto final es la deseada ya que un 99% de la
corriente 615 está compuesto por propileno.
Se recomienda a futuro simular varios modelos de reactor en el simulador y realizar una
comparación de acuerdo a los resultados para conocer cuál de éstos es el más óptimo y así poder
realizar una caracterización del reactor similar a lo realizado en las columnas de la sección de
fraccionamiento. Además de investigar e incluir el modelo cinético de las reacciones de
deshidrogenación.
Si es factible simplificar el diagrama de flujo de la planta ya que, esto reduciría el tiempo de
cálculo en el simulador y evitar la mayor cantidad de errores que se presenten durante el tiempo
de cálculo.
73
REFERENCIAS
-McCABE y SMITH, Operaciones Unitarias en Ingeniería Química, Cuarta Edición, Editorial
Mc Graw Hill, Madrid 1991. Pp 529-533, 550-610 y 717-760
-TOWLER y SINNOTT, Chemical Engineering Design, Editorial Butterworth-Heinemann,
2008. Estados Unidos de América. Pp. 169-214 y 642-700
-LEDANOIS, Destilación y absorción, Primera Edición, 2008.
-SMITH, R. Chemical Process Design and Integration. Segunda Edición, Editorial Wiley,
Inglaterra 2005. Pp. 157-160
-WALAS, S. Chemical Process Equipment: Selection and Design. Editorial ButterworthHeinemann, 1990. Estados Unidos de América. Pp. xiv-xv, 398-399 y 433-448.
-McKETTA, Chemical Processing Handbook, Editorial Marcel Dekker Inc., 1993, Estados
Unidos de América. Pp 541-550.
-MEYERS, Handbook of Petrochemicals Production Processes, Editorial McGraw-Hill, 2005,
Estados Unidos de América, Pp. 150-154.
-MARTINEZ SIFUENTES, Simulación de procesos en Ingeniería Química, Editorial Plaza y
Valdés S.A.,2003, México, Pp. 84-90.
-WADE, Química Orgánica, Pearson Prentice Hall, Quinta Edición, Madrid, 2004, Pp. 209.
- BRANAN, C. Soluciones prácticas para el ingeniero químico. Segunda Edición, Editorial Mc
Graw Hill, México 2002. Pp 80-90.
- SMITH, J.M., Introducción a la Termodinámica Avanzada, Sexta Edición, Editorial Mc Graw
Hill, México, 2001, Pp 100-120.
74
APÉNDICE
Sección de reacción de la planta
Figura A.1. Diagrama de la sección de reacción de la planta.
La presente figura es una muestra del relleno del empaque, presenta ciertas aberturas que en el
interior y en el exterior que permiten mejorar el área de distribución, disminuir la fricción, poseen
una buena capacidad y eficiencia y una menor caída de presión que el resto de los empaques.
Figura A.2. Anillos tipo Pall ® metálico (Walas, 1990).
75
Figura A.3. Empaque de estructura corrugada FLEXIPAC® (Walas, 1990).
76
Tabla A.1. Tabla de corrientes con los resultados arrojados por el simulador de las corrientes
principales.
Número de la corriente
Temperatura [°C]
Presión [kg/cm^2]
Fracción vaporizada
Flujo molar [kmol/hr]
Flujo másico [kg/hr]
Flujo volumétrico [m^3/hr]
Entalpía [MMKcal/hr]
Flujo molar [kmol/hr]
H2O
H2
CH4
C2=
C2
C3=
C3
IC4
IC4=
NC4
N1C4=
N2C4=
H2S
MEAC
C5=
MEOH
CO
N2
CO2
BZ
ETOH
IPOH
COMPUESTOS PESADOS
O2
SO2
HCL
1,4 PENTADIENO
1,3 BUTADIENO
3-METIL BUTANO
COS
CH4S
FE
53
40,0
35,7
0,0
49,0
2052,0
4,4
-0,2
73
50,0
91,0
1,0
5,0
10,1
1,6
0,0
0,7
5,0
101
30
27
0
1675
73828
152
-48
107
30
25
0
1674
73817
152
-48
158
42
4
1
7726
212534
47029
-117
207
46
5,6
1
39,4
79,4
191,2
0,006
239
50
91
1
9
19
3
0
242
51
63
1
25
51
11
0
301
141
1
1
9651
213550
272497
-63
315
83
14
1
9707
214473
20678
-71
331
49
13
1
9706
214447
19165
-76
395
46
7
1
1860
5496
7164
-2
400
54
39
0
4714
199435
461
-85
39,4
9
25
4661
355
11
209
1463
2946
1
2
0
0
0
1
0
4686
372
11
211
1468
2954
1
2
0
0
0
1
0
4686
372
11
211
1468
2954
1
2
0
0
0
0
1747
106
0
4
2
2
14
74
9
198
1463
2949
1
2
0
0
0
0
0
0
38,9
9,3
42
42
1588
36
1588
36
6
6
2911
176
1
49
29
4554
4
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0,01
0,1
2
2
0,01
0,01
0
0
0
3
0
0
0
<0,001
0
<0,001
3
0
0
0
<0,001
0
3
0
2
2
77
Tabla A.1. Tabla de corrientes con los resultados arrojados por el simulador de las corrientes
principales (continuación).
Número de la corriente
417
Temperatura [°C]
60
Presión [kg/cm^2]
34
Fracción vaporizada
0
Flujo molar [kmol/hr]
4748
Flujo másico [kg/hr]
201285
Flujo volumétrico [m^3/hr]
480
Entalpía [MMKcal/hr]
-85
Flujo molar [kmol/hr]
H2O
H2
5
CH4
74
C2=
9
C2
198
C3=
1485
C3
2971
IC4
1
IC4=
2
NC4
0
N1C4=
0
N2C4=
0
H2S
MEAC
C5=
0
MEOH
CO
N2
CO2
BZ
2
ETOH
IPOH
COMPUESTOS PESADOS
O2
SO2
HCL
1,4 PENTADIENO
1,3 BUTADIENO
3-METIL BUTANO
445
20
5
1
95
2899
449
-2
447
64
5
0
2
132
0
0
501
60
32
0
4797
203337
483
-85
41
6
0
0
0
5
33
2
6
0
0
0
5
74
9
198
1523
2980
1
2
0
0
0
0
-
0
1
0
0
0
0
0
0
2
0
0
581
17
9
1
4507
195794
6368
-76
1520
2981
1
2
0
0
0
0
0
0
0
2
0
0
2
0
0
509
-9
28
1
292
7612
170
-5
5
74
9
198
4
0
0
615
13
29
0
1457
61325
117
1
0
1456
1
-
653
59
22
0
4676
206255
1149
-127
0
0
0
0
42
26
4557
37
2
6
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2
0
0
0
0
0
0
0
643
20
21
0
3001
132437
264
-86
26
2969
2
2
0
0
0
665
57
21
0
4627
203221
467
-128
42
26
4552
4
0
0
0
2
0
0
3
686
105
22
0
49
2830
6
-1
0
0
0
0
0
0
5
33
2
6
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2
0
0
0
0
0
0
0
78
Tabla A.2. Tabla de corrientes, que contienen los valores de referencia proporcionado por el
licenciante.
Número de la corriente
Temperatura [°C]
Presión [kg/cm^2]
Fracción vaporizada
Flujo molar [kmol/hr]
Flujo másico [kg/hr]
Flujo volumétrico [m^3/hr]
Entalpía [MMKcal/hr]
Flujo molar [kmol/hr]
H2O
H2
CH4
C2=
C2
C3=
C3
IC4
IC4=
NC4
N1C4=
N2C4=
H2S
MEAC
C5=
MEOH
CO
N2
CO2
BZ
ETOH
IPOH
COMPUESTOS PESADOS
O2
SO2
HCL
1,4 PENTADIENO
1,3 BUTADIENO
3-METIL BUTANO
COS
CH4S
FE
53
40
36
0
49
2052
4
0
73
50
91
1
5
10
2
0
1
5
101
30
27
0
1675
73828
152
1
107
30
25
0
1674
73817
152
.
158
41
4
1
7701
212495
46705
-
207
46
6
1
39
79
191
0
239
50
91
1
9
19
3
0
242
51
63
1
25
50
11
0
39
9
25
301
315
331
141
83
49
1
14
13
1
1
1
9651
9707
9706
213550 214473 214447
272497 20678 19165
-
395
46
7
1
1860
5422
7207
-
400
54
39
0
4699
199386
450
-
1747
106
0
4
2
2
14
74
9
198
1463
2949
1
2
0
0
0
0
0
0
39
9
42
42
1588
36
1588
36
6
6
2911
176
1
49
29
4554
4
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
4661
355
11
209
1463
2946
1
2
0
0
0
1
0
4686
372
11
211
1468
2954
1
2
0
0
0
1
0
4686
372
11
211
1468
2954
1
2
0
0
0
0
0
0
2
2
0
0
0
0
0
3
0
0
0
<0,001
0
<0,001
3
0
0
0
<0,001
0
3
0
2
2
79
Tabla A.2. Tabla de corrientes, que contienen los valores de referencia proporcionado por el
licenciante (continuación).
Número de la corriente
417
Temperatura [°C]
60
Presión [kg/cm^2]
34
Fracción vaporizada
0
Flujo molar [kmol/hr]
4748
Flujo másico [kg/hr]
201285
Flujo volumétrico [m^3/hr]
480
Entalpía [MMKcal/hr]
Flujo molar [kmol/hr]
H2O
H2
5
CH4
74
C2=
9
C2
198
C3=
1485
C3
2971
IC4
1
IC4=
2
NC4
0
N1C4=
0
N2C4=
0
H2S
MEAC
C5=
0
MEOH
CO
N2
CO2
BZ
2
ETOH
IPOH
COMPUESTOS PESADOS
O2
SO2
HCL
1,4 PENTADIENO
1,3 BUTADIENO
3-METIL BUTANO
445
21
5
1
96
2885
451
0
447
65
5
0
2
144
0
-
501
60
32
0
4797
203337
483
-
509
-9
29
1
287
7434
161
-
41
6
0
0
0
5
33
2
6
0
0
0
5
74
9
198
1523
2980
1
2
0
0
0
0
6
74
9
196
2
0
-
0
1
0
0
0
0
0
0
2
0
0
0
581
17
9
1
4507
195794
6368
-
1522
2981
1
2
0
0
0
0
0
0
0
2
0
0
2
0
0
615
10
27
0
1457
61336
117
-
0
1456
1
-
643
23
23
0
3008
132685
265
-
26
2969
2
2
0
0
0
2
0
0
653
59
22
0
4676
206255
1149
0
0
0
0
42
45
4544
37
2
6
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2
0
0
0
0
0
0
0
665
57
24
0
4631
203606
467
-
42
26
4552
4
0
0
0
3
686
105
22
0
49
2830
6
0
0
0
0
0
0
5
33
2
6
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2
0
0
0
0
0
0
0