propuesta para la eliminación de h2s proveniente del craqueo

PROPUESTA PARA LA ELIMINACIÓN DE H2S PROVENIENTE DEL CRAQUEO
CATALÍTICO A TRAVES DE LA SIMULACIÓN DE DIFERENTES COLUMNAS
DE DESTILACIÓN
SANDRA LORENA ALONSO MARTÍNEZ
HÉCTOR OSWALDO CÁRDENAS AYALA
FUNDACIÓN UNIVERSIDAD DE AMERICA
FACULTAD DE INGENIERIAS
PROGRAMA DE INGENIERIA QUÍMICA
BOGOTÁ D.C.
2015
1
PROPUESTA PARA LA ELIMINACIÓN DE H2S PROVENIENTE DEL CRAQUEO
CATALÍTICO A TRAVÉS DE LA SIMULACIÓN DE DIFERENTES COLUMNAS
DE DESTILACIÓN
SANDRA LORENA ALONSO MARTÍNEZ
HÉCTOR OSWALDO CÁRDENAS AYALA
Trabajo de proyecto de grado para optar el título de Ingeniero Químico
Jeffrey León Pulido
Ingeniero Quimico/Msc/. Phd
FUNDACIÓN UNIVERSIDAD DE ÁMERICA
FACULTAD DE INGENIERIAS
PROGRAMA DE INGENIERIA QUIMICA
BOGOTÁ D.C.
2015
2
Nota de aceptación
_______________________________
_______________________________
_______________________________
______________________________
Presidente del Jurado
______________________________
Jurado
______________________________
Jurado
Bogotá D.C, fecha y fecha de entrega
3
DIRECTIVAS DE LA UNIVERSIDAD
Presidente de la Universidad y Rector del Claustro
Dr. Jaime Posada Díaz
Vicerrector de Desarrollo y Recursos Humanos.
Dr. Luis Jaime Posada García-Peña
Vicerrectora Académica y de Posgrados
Dra. Ana Josefa Herrera Vargas
Secretario General
Dr. Juan Carlos Posada García-Peña
Decano General Facultad de Ingenierías
Dr. Julio Cesar Fuentes Arismendi
Director Programa Ingeniería Química
Ing. Leonardo de Jesús Herrera Gutiérrez
4
Las directivas de la Universidad
de
América,
los
jurados
calificadores y el cuerpo docente
no son responsables por los
criterios e ideas expuestas en el
presente
documento.
Estos
corresponden únicamente a los
autores
5
DEDICATORIA
Quiero dedicar este proyecto de grado primero a Dios que me ha dado la fuerza de
levantarme cuantas veces he caído, me dio todo lo que necesitaba para culminar
esta etapa tan importante para mí y me brindó en cada despertar una oportunidad
de salir adelante.
A mis padres José Ignacio Alonso Sereno y Cándida Martinez Suarez que desde
muy chiquita inculcaron en mi valores y principios que hacen de mi la mujer que soy
ahora, que a pesar de la distancia me apoyaron económicamente y emocionalmente
para no desfallecer frente a los obstáculos que a diario pone la vida; a mis hermanas
que han sido mi compañía y mis consejeras, a mis dos angelitos que guían cada
uno de mis pasos desde el cielo; a ellos un millón de gracias por ser mi motor y mi
fuerza.
A mis compañeros que hicieron parte de este proceso, que me apoyaron, me
acompañaron y me brindaron su amistad sincera.
Y por último y no menos importante a mi compañero, mi apoyo y mi ángel Héctor
Oswaldo Cárdenas que me ha acompañado estos cincos años y junto a mi convirtió
este proyecto de grado en una realidad; a su familia que siempre me brindaron un
apoyo incondicional y me hicieron sentir parte de ella.
¡Este proyecto no es solo mío, también es de ustedes!
Sandra Lorena Alonso Martínez
6
DEDICATORIA
Este triunfo se lo dedico especialmente a Dios por darme las fuerza necesarias
para lograr las metas propuestas, a mi familia en especial a mis padres Edgar
Oswaldo Cárdenas Posso e Irma Yaneth Ayala que me brindaron la oportunidad
de formarme académicamente para poder culminar este logro tan importante en
mi vida, gracias a ellos por enseñarme a valorar todas las oportunidades que me
da la vida y por inculcar en mi valores que me han hecho un hombre de bien, a mis
hermanas por acompañarme durante este proceso brindándome su apoyo en los
buenos y malos momentos, también le doy gracias a aquellas personas que
compartieron conmigo esta importante etapa en mi vida en especial a Sandra
Lorena por permitirme llevar a cabo este proyecto.
Héctor Oswaldo Cárdenas Ayala
7
AGRADECIMINETOS
Agradecemos primero a Dios por darnos la oportunidad de culminar una importante
etapa de nuestras vidas y por darnos la fuerza para seguir luchando frente a los
obstáculos presentados durante el desarrollo de este proyecto de grado.
A nuestros padres por todo el apoyo incondicional que nos brindaron
económicamente y emocionalmente, por creer siempre que somos capaces de
enfrentar cualquier dificultad de nuestras vidas.
A nuestro director Jeffrey León Pulido por darnos la oportunidad de desarrollar este
proyecto junto a él, por su paciencia y comprensión.
A nuestro asesor Fernando Moreno por orientar nuestro proyecto de grado y por
sus consejos para el desarrollo de este.
Al profesor de simulación Roque Jiménez Donado por la paciencia y la dedicación
que nos tuvo en el desarrollo de este proyecto de grado.
A la Universidad por brindarnos el conocimiento necesario estos cinco años para
culminar con éxito este proyecto de grado.
8
CONTENIDO
pág
INTRODUCCION
20
OBJETIVOS
22
1. SÍNTESIS DEL PROYECTO
1.1 ESTRUCTURA DE LA TESIS
23
23
2. ESTADO DEL ARTE
2.1 CONTEXTO EN PROCESOS DE SEPARACIÓN
2.2 COLUMNA DE DESTILACIÓN CONVENCIONAL
2.2.1 Columnas de destilación directa
2.2.2 Columnas de destilación indirectas
2.2.3 Columnas de destilación con secuencia distribuida
2.2.4 Columnas de destilación con acoplamiento térmico
2.2.4.1
Configuraciones Side Stream Stripper (SSS) y Side Stream
Rectifier(SSR)
2.2.4.2
Columna Petlyuk
2.2.5 Columna de destilación con pared dividida (DWC)
2.2.5.1 Configuraciones de pared dividida (DWC)
2.3 MODELOS TERMODINAMICOS
2.4 TRANSFERECIA DE MASA Y ENERGÍA EN COLUMNAS DE
DESTILACIÓN
2.5 CONCLUSIONES
25
25
26
26
27
27
28
3. ESTRATEGIAS DE SEPARACIÓN- AGUAS AGRIAS
3.1 SELECCIÓN DEL MODELO TERMODINAMICO
3.2 SIMULACION DE LAS AGUAS AGRIAS Y LA MEZCLA BTX EN
COLUMNAS DE DESTILACION CONVENCIONAL CASO 1
3.2.1 Simulación para el tratamiento de aguas agrias en una columna de
destilación convencional:
3.2.2 Simulación para la mezcla ternaria Benceno- Tolueno- p-Xileno en
columnas de destilación convencional (BTpX):
45
45
9
28
29
30
31
34
37
43
52
52
56
3.3 SIMULACIÓN DE LA MEZCLA BTX EN UNA CONFIGURACION
PETLYUK CASO 2
3.3.1 Parametrización y consideraciones de la simulación
3.4 CONCLUSIONES
59
59
65
4. SEPARACIÓN DE H2S EN AGUAS AGRIAS EN LA CONFIGURACIÓN
PETLYUK CASO 3
4.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
4.2 RESULTADOS DE LA CONFIGURACION PETLYUK
66
66
77
5. ANÁLISIS DE LA CONFIGURACIÓN PETLYUK
5.1 ANÁLISIS UNIDAD CONVENCIONAL VS UNIDAD INTENSIFICADA
ACIDO SULFHIDRICO
81
6. CONCLUSIONES
88
7. RECOMENDACIONES
89
BIBLIOGRAFIA
90
ANEXOS
93
10
81
LISTA DE TABLAS
pág
Tabla 1. Validación de los componentes con Aspen Hysys
46
Tabla 2. Datos de alimentación a la columna convencional
54
Tabla 3. Condiciones de operación del stripper
54
Tabla 4. Validación de los datos de la mezcla H2S-NH3-H2O
55
Tabla 5. Comparación del calor transferido en las diferentes columnas de
aguas agrias
56
Tabla 6. Datos de alimentación para la separación convencional BTX
57
Tabla 7. Datos de la columna T100 introducidos al Simulador Aspen
Hysys V8.6
57
Tabla 8. Datos de la columna T101 introducidos al Simulador Aspen
Hysys V 8.6
58
Tabla 9. Comparación de los datos BTX
58
Tabla 10: Datos del primer estimado de la corriente vapor 101-in para la mezcla
BTpX
63
Tabla 11: Datos del primer estimado de la corriente liquido 101-in para la
mezcla BTpX
63
Tabla 12. Comparación de los resultados de la configuración
64
Tabla 13.Especificaciones para el método corto de la configuración Petlyuk
68
Tabla 14. Composiciones en fracción molar del método cortó
70
Tabla 15. Parámetros requeridos para llevar a cabo la configuración Petlyuk.
71
Tabla 16. Condiciones de operación de las corrientes de alimentación a la
columna principal (Primer estimado)
72
Tabla 17. Consumo de energía requerida por cada configuración para la mezcla
NH3-H2S-H2O
82
Tabla 18. Comparación de la pureza de los componentes en cada configuración 83
Tabla 19. Porcentaje de pureza de los componentes contaminantes en las
aguas acidas
84
Tabla 20. Tipos de refrigerantes
87
11
LISTA DE FIGURA
pág
Figura 1. Estructura de la tesis
24
Figura 2. Secuencia de destilación directa para una mezcla de tres
componentes
27
Figura 3. Secuencia de destilación indirecta para una mezcla de tres
componentes
27
Figura 4. Secuencia de destilación distribuida para una mezcla de tres
componentes
28
Figura 5. Configuración Side stream Rectifier (a) y Side stream Stripper (b)
29
Figura 6. Configuración Petlyuk para mezclas ternarias
30
Figura 7. Representación de la columna con pared divida
31
Figura 8. Tipos de columnas de destilación básica con pared dividida
32
Figura 9. Diferentes posiciones de la pared dividida
32
Figura 10. Configuración para mezclas con más de tres componentes
33
Figura 11. Primer paso para la selección de los métodos de propiedades físicas 35
Figura 12. Procedimiento para componentes polares y no polares
36
Figura 13. Opciones para los cálculos de la fase vapor con modelos de
coeficiente de actividad
37
Figura 14. Esquema general del modelo de una etapa en equilibrio
38
Figura 15. Configuración Petlyuk para determinar los balances de materia y
energía en cada etapa
40
Figura 16. Etapa de alimentación en el prefraccionador
41
Figura 17. Etapa superior de la columna principal
41
Figura 18. Etapa del condensador
42
Figura 19. Etapa del rehervidor
42
Figura 20. Columna convencional de las aguas agrias en Aspen Hysys
55
Figura 21. Secuencia de destilación indirecta para la separación de la mezcla
BTX
57
Figura 22. Método corto para la mezcla BTpX
61
Figura 23. Método riguroso de la configuración Petlyuk
63
Figura 24. Método cortó para el tratamiento de las aguas agrias
(H2S-NH3-H2O)
70
Figura 25. Condiciones de operación de la columna principal
71
Figura 26 Simulación de la columna principal con las corrientes de destilado
(vapor101-in) y fondos (líquido 101-in). Primer estimado.
72
12
Figura 27. Convergencia de la columna principal con sus respectivos productos
(primer estimado)
73
Figura 28. Convergencia de la columna principal con las corrientes Vapor 101out y Liquido 101-out (primer estimado)
73
Figura 29. Condiciones de operación del prefraccionador
74
Figura 30. Diagrama de flujo para desarrollar una configuración Petlyuk en
Aspen Hysys
75
Figura 31. Configuración Petlyuk sin reciclo
76
Figura 32. Configuración Petlyuk para el tratamiento de aguas agrias
77
13
LISTA DE GRÁFICAS
pág
Gráfica 1. Equilibrio líquido-vapor para el sistema Amoniaco-Agua
51
Gráfica 2. Equilibrio líquido-vapor para el sistema Ácido Sulfhídrico-Agua
52
Gráfica 3. Consumo energético en la mezcla BTpX
65
Gráfica 4. Analisis de la sensibilidad de la temperatura de destilado y el reflujo
vs la presion de operacion de la torre
67
Gráfica 5. Análisis de la sensibilidad de la temperatura de la corriente lateral y
el reflujo vs la presión de operación de la torre
67
Gráfica 6. Análisis de la sensibilidad de la temperatura de los fondos y el reflujo
vs la presión de operación de la torre
68
Gráfica 7. Presión en la etapa del condesador vs relación de reflujo
79
Gráfica 8. Presión en la etapa del rehervidor vs relación de reflujo
79
Gráfica 9. Requerimiento energético de cada configuración
82
Gráfica 10. Comportamiento de la composición en la columna principal de la
configuración Petlyuk
83
Gráfica 11. Comportamiento del flujo en cada etapa de la configuración Petlyuk 84
Gráfica 12. Comportamiento de la temperatura con respecto al número de platos
en la columna principal de la configuración Petlyuk
85
Gráfica 13. Comportamiento de la temperatura con respecto al número de platos
en la columna convencional
86
14
LISTA DE ECUACIONES
pág
Ecuación 1. Balance de materia en la etapa de alimentación.
Ecuación 2. Balance de energía de la etapa de alimentación.
Ecuación 3. Balance de materia de la etapa superior
Ecuación 4. Balance de energía de la etapa superior
Ecuación 5. Balance de materia en el condensador
Ecuación 6. Balance de energía en el condensador
Ecuación 7. Balance de materia del rehervidor
Ecuación 8. Balance de energía del rehervidor
Ecuación 9. Presión de vapor por la ecuación de Antoine extendida
Ecuación 10. Porcentaje de error
Ecuación 11. Calculo de etapas mínimas
Ecuación 12. Calculo de la relación de reflujo mínima
Ecuación 13. Cálculo de theta
Ecuación 14. Heurística para determinar la relación de reflujo externa
Ecuación 15. Relación externa de reflujo
Ecuación 16. Calculo para determinar la relación de reflujo
Ecuación 17. Calculo de la relación de reflujo para la configuración Petlyuk
(NH3-H2S-H2O)
15
41
41
41
42
42
42
42
42
46
55
59
60
60
69
69
78
78
NOMENCLATURA
𝑉𝑛 : Flujo de vapor en la salida de la etapa
𝑉𝑛+1 : Flujo de vapor que entra en la etapa proveniente de la etapa anterior
𝐿𝑛 : Flujo de líquido en la salida de la etapa
𝐿𝑛−1 : Flujo de líquido que entra en la etapa proveniente de la etapa anterior
𝐹𝑛 : Flujo de alimentación
𝑍𝐴,𝐵 : Fracción molar de los componentes de alimentación A y B
𝑍𝐵.𝐶 : Fracción molar de los componentes de alimentación B y C
ℎ𝑓𝑛 : Entalpía de cada fase (vapor-líquido) de la corriente de alimentación
𝑌𝐴,𝐵 : Composiciones de la fase vapor a la salida de la etapa de los componentes A
yB
ℎ𝑉𝑛 : Entalpía de cada fase (vapor-líquido) de la corriente de flujo de vapor
𝑌𝐵.𝐶+1 : Composiciones de la fase va−por que entra en la etapa proveniente de la
etapa anterior (Componentes B y C)
ℎ𝑉𝑛+1 : Entalpía de cada fase (vapor-líquido) de la corriente de flujo de vapor
𝑋𝐴,𝐵−1 : Composiciones de la fase liquida que entra en la etapa proveniente de la
etapa anterior (Componentes A y B)
ℎ𝐿𝑛−1 : Entalpía de cada fase (vapor-líquido) de la corriente de flujo de líquido
𝑋𝐵,𝐶 : Composiciones de los componentes B y C de la fase liquida a la salida de la
etapa
ℎ𝐿𝑛 : Entalpía de cada fase (Vapor-Líquido) de la corriente de flujo de líquido
𝑀𝐴,𝐵 : Balance de materia para los componentes A y B teniendo en cuenta el modelo
de una etapa en equilibrio.
𝑀𝐵,𝐶 : Balance de materia para los componente B y C teniendo en cuenta el modelo
de una etapa en equilibrio.
𝐻𝑛 : Balance de energía para cada etapa de la columna
𝑈𝑛 : Corriente lateral de líquido (reflujo)
ℎ𝑢𝑛 : Entalpia de cada fase (vapor-liquido) de la corriente lateral liquido
𝑄𝑐𝑜𝑛𝑑 : Flujo de calor del condensador
𝑊𝑛 : Corriente lateral del vapor
𝑄𝑅𝑒𝑏 : Flujo de calor del rehervidor
ℎ𝑤𝑛 : Entalpia de cada fase (vapor-liquido) de la corriente lateral del vapor
T − 100: Columna principal de la configuración Petlyuk
T − 101: Prefraccionador de la configuración Peltyuk
DWC: Divide Wall Colunm (Columna con pared dividida)
16
GLOSARIO
AGUAS AGRIAS: es el agua residual producida en varios procesos de refinación.
Normalmente contiene sulfuro de hidrógeno (H2S) y amoníaco (NH3), que deben ser
eliminados antes de que el agua se pueda reutilizar en procesos de la refinería o
enviado a un sistema de aguas residuales.
ASPEN HYSYS: simulador de procesos de fuerte aplicación a nivel industrial,
principalmente en las fases de diseño conceptual, control, optimización y monitoreo
de procesos. Las aplicaciones más importantes corresponden a la industria de
crudo, procesamiento de gas, refinería y algunas industrias de separación de gases
del aire.
COLUMNA CON PARED DIVIDA (DWC): es una columna de destilación con pared
divida el cual se caracteriza por ser un proceso intensificado, ya que integra dos
columnas en una sola. Esta es térmicamente equivalente a la configuración Petlyuk.
COLUMNA DESPOJADORA (STRIPPER): es una columna que consta de un pump
around y un rehervidor para llevar a cabo la separación de amoniaco, ácido
sulfhídrico, cianuros y fenoles compuestos presentes en las aguas agrias con el fin
de reutilizar el agua en diferentes partes de la refinería o ser enviada a un sistema
de aguas residuales.
CONFIGURACION PETLYUK: es una configuración con acoplamiento térmico
completo que está compuesta por un pre-fraccionador el cual no tiene condensador
ni rehervidor; y una columna principal, en donde las corrientes de vapor y líquido
que salen de la primera columna (pre-fraccionador) están conectadas directamente
con la segunda columna.
DESTILACIÓN: es un método de separación térmica usado para la separación de
mezcla de dos o más sustancias en sus fracciones de componentes de pureza
deseado, con base en las diferencias de las volatilidades de los componentes, (que
están relacionados con los puntos de ebullición de estos componentes) por la
aplicación y la eliminación de calor. Tenga en cuenta que el termino de destilación
hacer referencia a un proceso de separación física o una operación unitaria
H2S: es un gas incoloro de fuerte olor, soluble en ciertos disolventes orgánicos
polares. Este compuesto es formado a partir de compuesto complejos de sulfuro
17
que en la carga se rompen formado H2S catalizados con calor. Algunos pueden
reaccionar para formar mercaptanos, tiofenos o incluso azufre elemental.
MODELO TERMODINAMICO: es un conjunto de ecuaciones que permiten estimar
las propiedades tanto de sustancias puras como de mezclas de ellas.
PUMP-AROUND: sirve para desplazar el calor dentro de una columna de
destilación. Este controla la temperatura de las etapas donde se retiraran los
productos (los puntos de ebullición) y por tanto la calidad. Lo que busca es enfriar y
condensar parcialmente los vapores que fluyen hacia arriba para mantener una
temperatura óptima dentro de la torre.
SHORTCUT: es un método corto propuesto por Triantafyllou y Smith, el cual hace
referencia a una secuencia de tres columnas de destilación (denominadas shortcut
en Aspen Hysys) que ayudan a proporcionar una estructura básica a la
configuración Petlyuk.
SIMULACIÓN DE PROCESOS QUIMICOS: es la tarea de representar un proceso
de transformación química o física mediante un modelo matemático que involucra
ecuaciones de balances de materia y energía acoplados con el equilibrio de fases y
con las ecuaciones de transporte y cinética química. De esta esta manera se busca
establecer comportamiento de un proceso de estructura conocida y en el que
algunos de los datos preliminares de los equipos que lo componen también se
conocen
SIMULADOR DE PROCESOS: es un programa de computador utilizado para
modelar el comportamiento en estado estacionario y transitorio de un proceso
químico, mediante la introducción de las presiones, temperaturas y velocidades de
flujo. En la actualidad los simuladores han extendido al estudio del comportamiento
dinámico de los procesos, así como a los sistemas de control y su respuesta a las
perturbaciones propias de una operación.
18
RESUMEN
Las aguas agrias provenientes del craqueo catalítico son tratadas en columnas
despojadoras las cuales requieren de una gran cantidad de energía para llevar a
cabo la separación esperada, es por ello que el presente estudio propone la
simulación de dos configuraciones de columnas de destilación con el fin de
comparar y evaluar que tan viable podría llegar a ser la propuesta; una de estas
configuraciones es realizada solo con una columna convencional donde el fin es
validar la mezcla y mirar con que pureza se obtiene el H 2S evaluando a su vez el
consumo energético, la otra configuración está integrada energéticamente y es
comúnmente conocida como Petlyuk, esta cuenta con un absorbedor y una
columna de destilación principal interconectadas entre sí con el fin de facilitar la
separación y aprovechar toda la energía proveniente del primer equipo, esta
configuración es comparada con la simulación convencional y de los resultados
obtenidos se determina si reduce o no el energía y se elige también la configuración
que permite obtener el H2S más puro lo que quiere decir que las aguas agrias están
saliendo mucho más descontaminadas.
Para la realización de la configuración Petlyuk fue pertinente realizar primero una
simulación de esta con una mezcla que presente estudio en esta área con el fin de
validar la configuración ya que para la mezcla de estudio H2S-NH3-H2O no existe
ningún documento que pueda dar fuerza a esta propuesta; la mezcla con la que se
realizó dicha validación fue benceno-tolueno-pxileno y esta misma mezcla también
se compara con un proceso convencional para evaluar el comportamiento del
consumo energético.
Este proyecto presenta detalladamente cada una de las validaciones necesarias
para llevar a término cada uno de los objetivos propuestos.
Palabras claves: destilación, consumo energético, configuración Petlyuk,
configuración convencional, concentraciones, ácido sulfhídrico
19
INTRODUCCION
Actualmente uno de los recursos que presentan mayor contaminación es el agua ya
que algunas industrias prefieren deshacerse de las aguas residuales vertiéndolas
directamente a efluentes sin ningún tipo de tratamiento y con una alta carga de
compuestos contaminantes. Es por ello que aparecen normatividades que controlan
la cantidad de contaminantes que pueden estar presentes en aguas residuales,
como lo estipula el Artículo 72 decreto 1594 de 1984 a nivel nacional.
Con la creación de reglas y con sanciones para quienes las incumplan las industrias
se han preocupado por aplicar tratamientos que involucran tecnologías de la más
alta calidad sin prestar atención a la energía que estas puedan requerir y a su vez
al alto costo energético que estas puedan necesitar.
Las aguas agrias se presenta en gran cantidad en industrias que involucran
procesos de refinación y petroquímicos. La mayor cantidad de agua es la que
proviene del proceso de craqueo catalítico, debido a los diferentes lavados que esta
unidad presenta.
Estas aguas se convierten en una gran problemática ya que requieren tratamientos
extremadamente rigurosos que permitan la total eliminación de los componentes
contaminantes lo que requiere tecnología de alta gama o tecnología con un alto
consumo energético. La composición de estas aguas puede variar dependiendo del
tipo de crudo o procesos de la refinería, estas generalmente contienen “900 mg/L
de H2S, 2000 mg/L NH3; 200 mg/L de fenoles y 15 mg/L de cianuro”1; cabe aclarar
que estos no son los únicos compuestos presentes, pero son los más relevantes.
Este efluente de agua puede ser purificado con: oxidación con aire en torres a
temperaturas mayores de 200°F, intercambio iónico, despojo con gas combustible
o despojo con vapor en columnas de platos o empacadas. Estos procesos son
llevados a cabo en columnas despojadoras donde el número de platos depende del
compuesto que se quiere separar ya sea el H2S o el NH3 siendo estos los que se
presentan en mayor cantidad.
Las columnas despojadoras han presentado distinto problemas de taponamiento,
obstrucción de líneas, corrosión y consumo energético a lo largo del tiempo; es por
ello que este proyecto de grado pretende buscar una solución al cuarto problema,
1
ALVAREZ CASTRO, Helber Crispiniano. Optimización de la unidad despojadora de aguas agrias (T-2590) de
la gerencia complejo Barrancabermeja mediante aplicación de herramientas de simulación. Bucaramanga,
2007, p. 3
20
planteando una configuración de columnas de destilación y corroborando si se
disminuye o no el consumo energético llevándola a cabo en un simulador comercial.
La configuración de dos columnas de destilación interconectadas es conocida
comúnmente como Petlyuk y es una alternativa de separación que tiene como
objetivo la reducción de costos energéticos y la obtención de los compuestos de
interés con una mayor pureza. De esta se busca explorar una alternativa para la
separación de H2S, NH3 y H2O compuestos presentes en gran proporción en las
aguas agrias; proponiendo una configuración Petlyuk que será simulada utilizando
Aspen Hysys V8.6 para finalmente comparar factores como consumo energético y
pureza, con respecto a las columnas despojadoras convencionales presentes
actualmente en las refinerías.
21
OBJETIVOS
OBJETIVO GENERAL
Desarrollar una propuesta para la eliminación de H2S proveniente del craqueo
catalítico a través de la simulación de diferentes configuraciones de columnas de
destilación.
OBJETIVOS ESPECÍFICOS



Determinar el modelo termodinámico que rige el comportamiento de los
componentes de las aguas agrias en la configuración de columnas de
destilación.
Simular secuencias de destilación rigurosas que permitan representar la
configuración Petlyuk y diferentes ajustes que permitan la convergencia de la
simulación.
Determinar la secuencia de columnas de destilación que represente el consumo
energético para el tratamiento de aguas agrias.
22
1. SÍNTESIS DEL PROYECTO
1.1 ESTRUCTURA DE LA TESIS
Este proyecto de grado está dividido en 5 capítulos de la siguiente forma:
El capítulo 1 aborda los conceptos fundamentales referentes a las aguas agrias y
a la simulación; además es descrita la síntesis del proyecto con su respectiva
organización
El capítulo 2, presenta el estado del arte, el estudio de las unidades de
procesamiento convencionales y la propuesta de CONFIGURACIÓN PETLYUK
El capítulo 3 define las mezclas de estudio, condiciones de operación y casos de
estudio de unidades convencionales y Petlyuk, siendo caso 1 – Unidad
convencional de la mezcla BTX (Benceno-Tolueno- p-Xileno) y la mezcla H2S-NH3
H2O y el Caso 2 – la mezcla BTX en la configuración Petlyuk con el fin de validar la
configuración.
El capítulo 4 presenta el caso 3 (Caso 1 + Caso 2) que corresponde al desarrollo
de la configuración Petlyuk aplicada a la mezcla de estudio (H2S-NH3 H2O);
realizando los análisis comparativos entre los casos de estudio desarrollados a lo
largo de la tesis.
El capítulo 5 existe un análisis y conclusiones del estudio de los casos 3 y 1,
centrándose en el consumo energético, configuración y concentraciones obtenidas.
A partir de la metodología planteada son encontrados resultados de unidades de
procesamiento de aguas de producción en una configuración Petlyuk. En la Figura
1 es presentada la metodología usada para el desarrollo de la tesis
23
Figura 1. Estructura de la tesis
ESTRUCTURA DE LA
TESIS
Estudio de
configuraciones
convencionales
Definición de mezcla de
estudio
Estudio de
configuración Petlyuk
Cap 1. Síntesis del
proyecto
Cap 2. Estado del
arte
Unidad convencional
Cap 3. Validación de mezcla,
condiciones y configuración
Configuración
Petlyuk
Resultado casos de estudio
Unidad intensificada de
tratamiento de agua de
producción- UITAP
Cap 4. Separación de H2S en
la configuración Petlyuk
Resultados
Cap 5. Análisis de la
Configuración Petlyuk
Conclusiones y estudios futuros
24
Concepto de
integración
2. ESTADO DEL ARTE
Este capítulo presenta algunos sistemas de separación
para mezclas
multicomponentes como secuencias de destilación directas e indirectas y diferentes
configuraciones con acoplamiento térmico, con el fin de mostrar diferentes
alternativas para el desarrollo de nuevas propuestas de destilación para la industria
química.
También se exponen los diferentes modelos termodinámicos presentados en la
literatura abierta para sistemas de tratamiento de aguas agrias y la separación para
la mezcla ternaria Benceno - Tolueno - p-Xileno que es de vital importancia para
llevar a cabo los diferentes casos de estudios propuesto en este proyecto de grado.
2.1 CONTEXTO EN PROCESOS DE SEPARACIÓN
La destilación es conocida como una unidad de separación que consiste en
evaporar parcialmente una mezcla de líquido con una sucesiva condensación. La
destilación tiene un significado más amplio en los tiempos antiguos y medievales,
porque casi todas las operaciones para purificar y separar fueron subsumidas en la
destilación térmica. Por lo tanto se desarrollaron secuencias de destilación directa
e indirectas y columnas de destilación acopladas térmicamente.
Debido a que muchas industrias químicas utilizan la destilación como una operación
unitaria fundamental en el proceso, esta se caracterizar por requerir grandes
cantidades de energía en el rehervidor, por ende la búsqueda de nuevos esquemas
de destilación energéticamente eficientes originó los procesos intensificados.
Dichos procesos comenzaron a aparecer a mediados de 1960 y a comienzos de los
años 70, principalmente en el Este de Europa con la transformación metalúrgica.
Estos documentos de procesos de intensificación se entienden como procesos
mejorados.
En 1995 Ramshaw uno de los pioneros en el campo, definió: “los procesos
intensificados como una estrategia para hacer reducciones dramáticas en el tamaño
de una planta química, de modo que no se afecten los objetivos de producción.
Estas reducciones pueden ser; el tamaño de piezas individuales del equipo ó el
25
número de operaciones unitarias” 2, con el fin de lograr la evolución de la industria
química en los siguientes temas:
 Reducir de la inversión de capital.
 Reducir el consumo de energía.
 Reducir los costos de la materia prima.
 Mayor flexibilidad de los procesos y reducción de inventario.
 Mayor atención a la calidad del producto.
 Mejorar el rendimiento medioambiental
En consecuencia los procesos intensificados hoy en día comprenden: equipos
novedosos, técnicas de procesamiento y métodos de desarrollo de procesos, que
en comparación con los procesos convencionales,
ofrecen
mejorar
substancialmente
la fabricación y procesamiento de productos químico y
bioquímicos. Por consiguiente los procesos intensificados son actualmente una de
las tendencias más prometedoras en la ingeniería química y procesos tecnológicos.
2.2 COLUMNA DE DESTILACIÓN CONVENCIONAL
Las columnas de destilación convencional o también llamadas columnas de
destilación simples están compuestas por una columna con un alimento, dos
productos, un condensador y un rehervidor. Por lo general el número mínimo de
secciones de una columna de destilación se encuentra dividido en: la sección de
rectificación y la sección de agotamiento.
Hay que tener en cuenta que una configuración convencional consiste de dos o
más columnas de destilación interconectadas entre sí:
2.2.1 Columnas de destilación directa: esta es una configuración de columnas de
destilación para mezclas multicomponentes, donde hace referencia a una
secuencia de separación de los compuestos más livianos y pesados; siendo este
último separado en la última columna de destilación es decir en la sección de
agotamiento como se ilustra en la Figura 2.
2
STANKIEWICZ ANDRZEJ I. Y MOULIJN JACOB A. Process intensification: tranforming chemical
engineering, DELFT University of technology: Chemical Engineering Progress, 2000 p.22
26
Figura 2. Secuencia de destilación directa para una mezcla de tres componentes
Fuente: PREMKUMAR RAMACHANDRAN. Retrofitting indutrial, conventionl column systems to
Petlyuk/divided wal columns. 2007
2.2.2 Columnas de destilación indirectas: esta es una configuración de columnas de
destilación para mezclas multicomponentes, donde se hace referencia a la
separación de los componentes pesados en la primera columna y los livianos en las
columnas siguientes como se ilustra en la Figura 3.
Figura 3. Secuencia de destilación indirecta para una mezcla de tres componentes
Fuente: PREMKUMAR RAMACHANDRAN. Retrofitting indutrial, conventionl column systems to
Petlyuk/divided wal columns. 2007
2.2.3 Columnas de destilación con secuencia distribuida: es la combinación de un
componente, que tiene un punto de ebullición medio, es decir se encuentra en el
compuesto pesado y liviano, para ser separado en posteriores columnas de
destilación. En este tipo de destilación es predominante la separación de
27
azeótropos, debido a la cercanía de los puntos de ebullición de la mezcla; como se
ilustra en la figura 4.
Figura 4. Secuencia de destilación distribuida para una mezcla de tres
componentes
Fuente: PREMKUMAR RAMACHANDRAN. Retrofitting indutrial, conventionl column systems to
Petlyuk/divided wal columns. 2007
2.2.4 Columnas de destilación con acoplamiento térmico: en diferentes
investigaciones las columnas de destilación con acoplamiento térmico para mezclas
multicomponentes, han demostrado grandes ahorro de energía entre un 30% y 50%
en comparación con las secuencias de destilación convencionales.
“Las configuraciones de acoplamiento térmico requieren la comunicación de dos
caminos entre las dos columnas de destilación, es decir la creación de dos vías
vapor/líquido que fluyen entre las diferentes configuraciones de destilación”3. El
acoplamiento térmico busca a menudo eliminar el condensador y/o el rehervidor de
una columna convencional para presentar una conexión de vapor/liquido.
Existen varias configuraciones de destilación con acoplamiento térmico para
mezclas ternarias:
2.2.4.1
Configuraciones Side Stream Stripper (SSS) y Side Stream
Rectifier(SSR): estas configuraciones son sistemas de destilación parcialmente
3
PREMKUMAR RAMACHANDRAN. Retrofitting industrial, convecional column system Petlyuk/ Divide
Wall columns. National university of Singapore. 2007 p.3
28
acopladas térmicamente. Estas reciben dicho nombre debido a que no tiene un
condensador ‘ó un rehervidor respectivamente.
Figura 5. Configuración Side stream Rectifier (a) y Side stream Stripper (b)
(a)
(b)
Fuente: PREMKUMAR RAMACHANDRAN. Retrofitting indutrial, conventionl column systems to
Petlyuk/divided wal columns. 2007
En la figura 5 se ilustran las configuraciones de acoplamiento térmico Side stream
Rectifier (a) y Side stream Stripper (b), que tienen como objetivo implementar una
interconexión entre las dos columnas a través de unos flujos de vapor y líquido,
con el fin de eliminar el condensador o el rehervidor en una de las columnas de
destilación, teniendo en cuenta, las condiciones de operación establecidas se
permite un ahorro de energía, cabe aclarar que este tipo de configuración no se ha
estudiado extensivamente como la configuración Petlyuk, pero a pesar de ellos
existe varias publicaciones que se concentran en el uso de la energía y la
controlabilidad de dicha configuración como Thermally Coupled Side-Column
Configurations Enabling Distillation Boundary Crossing. An Overview and a Solving
Procedure, Control Properties and Thermodynamic Analysis of Two Alternatives to
Thermally Coupled Distillation Systems with Side Columns.
2.2.4.2
Columna Petlyuk: es una configuración con acoplamiento térmico
completo que está compuesta por un pre-fraccionador el cual no tiene condensador
y rehervidor; y una columna principal, en donde las corrientes de vapor y líquido que
salen de la primera columna (pre-fraccionador), están conectadas directamente con
la segunda columna. Como se observa en la figura 6, el pre-fraccionador realiza una
división entre los componentes livianos y pesados teniendo en cuenta su punto de
ebullición, mientras que le componente que tenga un punto de ebullición medio se
distribuye naturalmente entre los productos superiores e inferiores de la columna.
29
Este sistema es
configuraciones.
termodinámicamente
eficiente
con
respecto
a
otras
Figura 6. Configuración Petlyuk para mezclas ternarias
Fuente: PREMKUMAR RAMACHANDRAN. Retrofitting indutrial, conventionl column systems to
Petlyuk/divided wal columns. 2007
2.2.5 Columna de destilación con pared dividida (DWC): Una columna de destilación
con pared dividida se caracteriza por ser un proceso intensificado ya que se
fundamenta en la integración de dos columnas en un solo equipo como se ilustra en
la figura 7, con el fin de reducir el consumo energético.
“La primera aplicación industrial se llevó a cabo en el año 1985 por BASF SE , a
partir de esta surgió el interés de las columnas con pared dividida aumentado
rápidamente a más de 100 en el 2010.”4
4
OMER YILDIRIM, ANTON A .KISS, EUGENY Y- KENIG. Dividing wall columns in chemical process
industry: A review on current activities. En: ScienceDirect. Vol. 80, No. 3 ( 18 de Agosto 2011); p. 404
30
Figura 7. Representación de la columna con pared divida
Fuente: adaptado K. MURALIKRISHNA V, K. P. MADHAVAN and S. S. SHAH. Development of
dividing wall distillation column design space for a specified separation. 2002
2.2.5.1 Configuraciones de pared dividida (DWC): existen 3 tipos de configuraciones
diferentes que pueden ser aplicadas para la separación de mezclas con tres
componentes; el primer tipo se ilustra en la figura 8a que fue patentada por Wright5
y es la configuración más común. El otro tipo es mostrado en la figura 8b y 8c en el
cual la pared se localiza en la parte inferior o superior de la columna, esta
configuración fue patentada por Monro; su primera aplicación fue en el año 2004.
La figura 8b hace referencia a una columna de destilación convencional en la parte
de destilado, mientras que en la sección de los fondos se encuentra dividida por
una pared con dos rehervidores. En la figura 8c ocurre el mismo principio de la figura
8b, pero difieren en la posición de la pared, donde esta se ubica en la sección del
destilado con dos condensadores.
También existen columnas con paredes divididas donde dicha pared puede ser
desplazada desde el centro hacia los límites laterales de la columna (figura 9a) o
paredes con una sección diagonal como se muestra en la figura 9b y 9c.
Las columnas con pared dividida también pueden ser usadas para la separación de
una mezcla de más de tres componentes, para esta separación las configuración
se ilustran en la figura 10a y 10b. En la figura 10a se ilustra una columna de pared
dividida donde los dos productos que tengan un punto de ebullición medio se
5
Ibid.,p. 405
31
acumulan al lado derecho de la pared, según Kaibel esta configuración es
térmicamente ineficiente y se puede mejorar con la adición de paredes divisoras
como se muestra en la figura 10b.
Figura 8. Tipos de columnas de destilación básica con pared dividida
Fuente OMER YILDIRIM, ANTON A .KISS, EUGENY Y- KENIG. Dividing wall columns in chemical
process industry: A review on current activities. 2011; p. 404
Figura 9. Diferentes posiciones de la pared dividida
Fuente OMER YILDIRIM, ANTON A .KISS, EUGENY Y- KENIG. Dividing wall columns in chemical
process industry: A review on current activities. 2011; p. 404
32
Figura 10. Configuración para mezclas con más de tres componentes
Fuente OMER YILDIRIM, ANTON A .KISS, EUGENY Y- KENIG. Dividing wall columns in chemical
process industry: A review on current activities. 2011; p. 404
Durante el transcurso del tiempo se han demostrado importante avances sobre los
procesos de separación intensificados, debido al gran interés que tienen las
grandes industrias de mejorar energéticamente sus procesos.
Es por ello, que se han encontrado configuraciones de destilación con pared dividida
reactivas, la cual representa una combinación de un reactor y una unidad de
columna de destilación con pared dividida, en donde el sistema reactivo con dos o
más productos y con componentes no reactivos o reactivos en exceso pueden
separarse. Las ventajas de esta configuración son una mayor conversión,
selectividad y pureza del producto, considerando ahorros enérgicos y costos de
operación. Esta configuración se ha analizado teóricamente mediante la simulación
en diferentes programas comerciales como por ejemplo, Aspen. Una de estas
investigaciones es la realizada por G. Bumbac, A. Ene, R. Isopescu, A. Torma. En
la simulación de un proceso de destilación con pared dividida reactiva para la
síntesis de ETBE (2009)
También existe la separación mediante una columna con pared dividida extractiva,
este proceso consiste en adicionar un solvente con un punto de ebullición mayor
que los componentes que se deseen separar, afectando la volatilidad relativa del
componente de ebullición más pesado.
33
2.3 MODELOS TERMODINAMICOS
Un modelo termodinámico hace referencia a un grupo de ecuaciones que estiman
propiedades tanto de sustancias puras como en mezcla con el fin de representar las
propiedades fisicoquímicas. Es de vital importancia la correcta elección de este, ya
que es el encargado de definir si se representa o no una situación real.
Los árboles de decisión realizados por ERIC C. CARLSON encontrados en su
artículo “Don´t gamble with physical properties for simulations” facilitan la selección
del modelo termodinámico más adecuado para la mezcla. Estos árboles de decisión
realizan una selección dependiendo de las características físicas de la mezcla:
según su polaridad, su idealidad, si es electrolítica, si opera a presiones menor o
mayor de 10 bar y según sus grados de polimerización; como se muestra en las
figuras 11, 12 y 13.
Para la simulación de las diferentes columnas de destilación en el tratamiento de
las aguas agrias y la mezcla ternaria Benceno –Tolueno - p-Xileno, se debe tener
en cuenta un modelo termodinámico, el cual se acople a las mezclas propuestas
(H2O-H2S-NH3 y C6H6-C7H8-C8H10) los cuales pueden ser:




Modelo de Peng –Robinson (PR): Es un modelo ideal para cálculos de equilibrio
liquido-vapor (ELV) en sistemas de hidrocarburos no polares. El paquete de
propiedades de PR resuelve rigurosamente sistema que tengan una, dos ó tres
fases, con un alto grado de eficiencia y es aplicable a rangos de temperatura
mayores a -271 °C.
Modelo de Soave-Redlich-Kwong (SRK): Este modelo es muy similar al modelo
de Peng-Robinson, pero con un rango de aplicabilidad más limitado
(Temperatura mayor a-143°C).
Este generalmente es aplicado para los siguientes casos: Deshidratación del
trietilenglicol (TEG), aguas agrias, procesamiento de gas criogénico, separación
de aire, torres atmosféricas de crudo, alquilación del HF y torres de vacío.
Modelo de Sour PR: Sour Peng Robinson es un modelo que combina la ecuación
de estado de Peng Robinson y el método de Wilson API-Sour para el manejo
de sistemas de aguas agrias y puede ser aplicado para torres despojadoras de
aguas agrias, columna de crudos o algunos procesos que contengan
hidrocarburos, gases ácidos y agua.
Modelo de Electrolitos NRTL: El sistema de electrolitos, es definido como un
modelo donde las especies moleculares son completamente disociadas en iones
en un solvente líquido, y algunas especies moleculares precipitan como sal. Un
34
tratamiento riguroso de electrolitos es necesario para modelar muchos sistemas
industriales como: Soluciones de aguas agrias, aminas acuosas para gas de
endulzamiento, bases o ácidos acuosos y soluciones salinas.
Figura 11. Primer paso para la selección de los métodos de propiedades físicas
Fuente: adaptado ERIC C. CARLSON. Don´t gamble with physical properties for simulations. 1996,
p. 36
35
Figura 12. Procedimiento para componentes polares y no polares
Fuente: adaptado ERIC C. CARLSON. Don´t gamble with physical properties for simulations. 1996,
p. 38
36
Figura 13. Opciones para los cálculos de la fase vapor con modelos de coeficiente
de actividad
Fuente: adaptado ERIC C. CARLSON. Don´t gamble with physical properties for simulations. 1996,
p. 38
2.4 TRANSFERECIA DE MASA Y ENERGÍA EN COLUMNAS DE DESTILACIÓN
Dependiendo del sistema que se está simulando o las diferentes configuraciones a
tratar, los balances de materia y energía se calculan mediante el modelo teórico
para una etapa de equilibrio como se representa en la figura 14, donde este modelo
se desarrolla para cualquier etapa de una columna de destilación en contracorriente.
Para llevar a cabo dicho modelo se supone:



Cada etapa se encuentra en equilibrio líquido-vapor.
No existe reacción química.
El arrastre del líquido en el vapor es despreciable.6
6
SEADER J. D. HENLEY Ernest J. ROPER D. Keith. Separation Process Principles: Chemical and
Biochemical Operations. 3rd Edition, United States of America, John Wiley & Sons Inc, 2010, p. 849
37
Figura 14. Esquema general del modelo de una etapa en equilibrio
Fuente: adaptado SEADER J. D. HENLEY Ernest J. ROPER D. Keith. Separation Process
Principles: Chemical and Biochemical Operations. 3rd Edition. 2010, p. 849
Dónde:
𝑉𝑗 : Flujo de vapor en la salida de la etapa
𝑉𝑗+1 : Flujo de vapor que entra en la etapa proveniente de la etapa anterior
𝐿𝑗 : Flujo de líquido en la salida de la etapa
𝐿𝑗−1 : Flujo de líquido que entra en la etapa proveniente de la etapa anterior
𝑊𝑗 : Corriente lateral de vapor
𝐹𝑗 : Flujo de alimentación
𝑄 +𝑗 : Flujo de calor que sale de la etapa
𝑄 −𝑗 : Flujo de calor que entra a la etapa
38
𝑈𝑗 : Corriente lateral de líquido
𝑌𝑖,𝑗 : Composiciones de la fase vapor a la salida de la etapa
𝑌𝑖,𝑗+1 : Composiciones de la fase vapor que entra en la etapa proveniente de la
etapa anterior
𝑋𝑖.𝑗−1 : Composiciones de la fase liquida que entra en la etapa proveniente de la
etapa anterior
𝑋𝑖.𝑗 : Composiciones de la fase liquida a la salida de la etapa
ℎ: Entalpía de cada fase (Vapor-Líquido)7
A continuación se presenta el balance de materia y energía para una etapa,
condensador y rehervidor de la columna principal, y para la etapa de alimentación
en el prefraccionador como se muestran en la figura 16, figura 17, figura 18 y figura
19 respectivamente, suponiendo que la volatilidad de los compuestos es A>B>C,
siendo A el compuesto más volátil y C el compuesto menos volátil. Cabe aclarar que
este mismo procedimiento se utiliza para las demás etapas de cada columna (figura
15).
Estas columnas consiste en una serie de etapas en equilibrio, el cual tienen un flujo
de vapor que sale de la etapa hacia la etapa anterior y el flujo del líquido fluye desde
la etapa a la etapa siguiente. Una etapa puede tener una o más corrientes de
alimentación, o una o más corrientes de productos.
Este mismo modelo teórico para una etapa en equilibrio es usado por el simulador
con el fin de lograr una convergencia.
En la figura 15 se ilustra la columna Petlyuk, esta cuenta con el uso de un
prefraccionador el cual divide los componentes liviano (A), mediano (B) y pesado(C)
en dos mezclas. El producto presente en el tope del prefraccionador es la mezcla
que contiene los componentes A y B (vapor 100-out), y en el fondo se encuentra la
mezcla compuesta de B y C (líquido 100-out); estas corrientes corresponden a la
alimentación de la columna principal donde esta columna cumple con la función de
separar los tres compuestos dependiendo de su volatilidad. Los grandes ahorros de
energía en esta configuración se le atribuyen al prefraccionador ya que distribuye
los componentes de tal manera que la columna principal realiza la separación con
mayor facilidad, es decir las cargas térmicas empleadas son menores que si se
tratara de una secuencia de columnas de destilación convencional.
7
ASHRAFIAN Roohollah. Using Dividing Wall Columns (DWC) in LNG Production. Norwegian University of
Sciencie and tecnology NTNU-Trondheim. 2014, p.42.
39
Figura 15. Configuración Petlyuk para determinar los balances de materia y
energía en cada etapa
40
Figura 16. Etapa de alimentación en el prefraccionador
Vn
Y A,B
h Vn
Ln-1
X A,B-1
h Ln-1
V n+1
Y B,C+1
h Vn+1
Ln
X B.C
h Ln
fn
Z A,B
Z B,C
h Fn
Ecuación 1. Balance de materia en la etapa de alimentación.
𝑀𝐴,𝐵 = 𝑓𝑛 𝑍𝐴,𝐵 + 𝐿𝑛−1 𝑋𝐴,𝐵−1 − 𝑉𝑛 𝑌𝐴,𝐵 = 0
𝑀𝐵,𝐶 = 𝑓𝑛 𝑍𝐵,𝐶 + 𝑉𝑛+1 𝑌𝐵,𝐶+1 − 𝐿𝑛 𝑋𝐵,𝐶 = 0
Ecuación 2. Balance de energía de la etapa de alimentación.
𝐻𝑛 = 𝑓𝑛 ℎ𝐹𝑛 + 𝑉𝑛+1 ℎ𝑉𝑛+1 + 𝑙𝑛−1 ℎ𝐿𝑛−1 − 𝑉𝑛 ℎ𝑉𝑛 − 𝐿𝑛 ℎ𝐿𝑁 = 0
Figura 17. Etapa superior de la columna principal
Vn
Y A,B
h Vn
Ln-1
X A,B-1
h Ln-1
Vn+1
YB,C+1
h Vn+1
Ln
XB.C
h Ln
Ecuación 3. Balance de materia de la etapa superior
𝑀𝐴,𝐵 = 𝐿𝑛−1 𝑋𝐴,𝐵−1 − 𝑉𝑛 𝑌𝐴,𝐵 = 0
𝑀𝐵,𝐶 = 𝑉𝑛+1 𝑌𝐵,𝐶+1 − 𝐿𝑛 𝑋𝐵,𝐶 = 0
41
Ecuación 4. Balance de energía de la etapa superior
𝐻𝑛 = 𝑉𝑛+1 ℎ𝑉𝑛+1 + 𝑙𝑛−1 ℎ𝐿𝑛−1 − 𝑉𝑛 ℎ𝑉𝑛 − 𝐿𝑛 ℎ𝐿𝑁 = 0
Figura 18. Etapa del condensador
Q - Cond
Un
H Un
V n+1
Y B,C+1
h Vn+1
Ln
XA
h Ln
Ecuación 5. Balance de materia en el condensador
𝑉𝑛+1 − 𝐿𝑛 − 𝑈𝑛 = 0
Ecuación 6. Balance de energía en el condensador
𝐻𝑛 = 𝑉𝑛+1 ℎ𝑉𝑛+1 − 𝐿𝑛 ℎ𝐿𝑁 − 𝑈𝑛 ℎ𝑈𝑛 − 𝑄𝑐𝑜𝑛𝑑 = 0
Figura 19. Etapa del rehervidor
Vn
h vn
Ln-1
h Ln-1
Wn
h wn
Q + Reb
Ecuación 7. Balance de materia del rehervidor
𝐿𝑛−1 − 𝑉𝑛 − 𝑊𝑛 = 0
Ecuación 8. Balance de energía del rehervidor
𝐻𝑛 = 𝐿𝑛−1 ℎ𝑙𝑛−1 + 𝑄𝑟𝑒𝑏 − 𝑉𝑛 ℎ𝑉𝑛 − 𝑊𝑛 ℎ𝑊𝑛 = 0
42
Para desarrollar esta configuración es necesario conocer las variables como el flujo
másico, la presión, la temperatura, las composiciones, la etapa de entrada y salida
de las corrientes de alimentación (vapor 100-out, liquido 101-out, liquido 100-out y
vapor 101-out). También se requiere especificar el número de etapas de las
columnas T100 y T101, la pureza o el flujo másico de los productos para completar
el diseño de esta configuración.
Después de identificar las variables necesarias para llevar acabo la simulación se
debe empezar por fijar la etapa de localización de las corrientes de alimentación
para la columna T101 y las corrientes de alimentación vapor 100-out y líquido 100out de la columna T100; se asume que la etapa de salida para el líquido 101-out es
la misma etapa de alimentación para el vapor 100-out por ende la etapa de salida
del vapor 101-out es la misma etapa de alimentación para el líquido 100-out.
Por lo tanto para llevar a cabo esta configuración es necesario tener en cuenta los
estudios desarrollados en la literatura abierta, usando ecuaciones básicas
disponibles en software comerciales propuestos por diferentes autores como
Triantafyllou y Smith (1992) quienes presentaron un procedimiento de diseño para
la configuración Petlyuk teniendo en cuenta las ecuaciones fundamentes ( Fenske
- Underwood – Gilliland, FUG que representa una técnica de método corto para su
diseño), “muchos autores han aplicado las ecuaciones de FUG con éxito con el fin
de realizar el diseño a través de un método corto para el análisis de destilación
multicomponente , entre ellos Shiras (1950 ) , Rey (1980 ) , Franklin y Forysth ( 1953
) , Wachter et al. (1988)”8. Además, estas correlaciones son utilizadas en los
simuladores comerciales tales como Aspen Hysys y Aspen Plus.
2.5 CONCLUSIONES
Este capítulo presentó una breve descripción de los diferentes modelos
termodinámicos que representan el comportamiento de la mezcla de estudio H2SNH3-H2O; donde la selección del modelo más adecuado se presenta detalladamente
en el siguiente capítulo; este segundo capítulo también hizo referencia a los balance
de materia y energía en una columna de destilación con el fin de solo explicar
brevemente y de manera general el modelo de etapa de equilibrio; cabe aclarar que
estos balances no se van a presentar para cada uno de los compuestos presentes
en las aguas agrias ya que este estudio solo se centra en una propuesta de
8
PREKUMBAR, Op., cit., p. 17
43
separación del H2S con ayuda del simulador comercial Aspen Hysys, encargado de
los balances tanto de materia como de energía.
44
3. ESTRATEGIAS DE SEPARACIÓN- AGUAS AGRIAS
Al comienzo de este capítulo se explica la manera en que se seleccionó el modelo
termodinámico, para ello primero se procede a una validación de los componentes
de la mezcla de estudio (H2S,-NH3-H2O) comparando la presión de vapor
determinada por Aspen Hysys y la presión de vapor experimental, después se
realiza una búsqueda en la literatura para realizar una tabla donde se expongan los
modelos termodinámicos utilizados por diferentes autores. Finalmente se realizan
unas graficas de equilibrio líquido-vapor (XY) que representan el comportamiento
de los modelos termodinámicos en la mezcla binaria (NH3-H2O o H2S-H2O)
comparados con datos experimentales y así escoger el modelo más adecuado
El modelo termodinámico de Sour PR se selecciona teniendo en cuenta el paquete
de propiedades recomendado por el simulador Aspen Hysys, el cual permite
predecir las propiedades de las mezclas de sistemas químicos altamente no ideal
como para el tratamiento de aguas agrias en una columna de destilación.
Después se definen las estrategias de tratamiento existentes que serán
comprendidas en dos casos, el caso 1 presenta la simulación de la separación de
la mezcla BTpX y la mezcla H2S,-NH3-H2O en una columna convencional. El caso
2 es donde se realiza la propuesta de unidad de tratamiento intensificada Petlyuk
con la mezcla BTpX ya que para la mezcla propuesta aun no existen estudios en la
literatura, con el propósito de comprobar la configuración térmicamente acoplada
(Petlyuk).
3.1 SELECCIÓN DEL MODELO TERMODINAMICO
Antes de realizar la selección del modelo termodinámico es necesario verificar que
los componentes a utilizar en el simulador no van a tener errores relevantes en la
base de datos, esto es lo que en la introducción a este capítulo se llamó validación
de los compuestos; esta validación es realizada haciendo una comparación entre
las presiones de vapor dadas por el simulador Aspen Hysys con respecto a las
experimentales. (Tabla 1)
La presión de vapor en el simulador es calculada mediante la ecuación 9 a una
temperatura de referencia de 293,15 K (20°C), donde a,b,c,d,e y f son las
constantes de Antoine extendida dadas por el simulador se presentan en la tabla 1.
45
Ecuación 9. Presión de vapor por la ecuación de Antoine extendida
𝑏
ln(𝑃) = 𝑎 +
+ 𝑑 ∗ 𝑙𝑛(𝑇) + 𝑒 ∗ 𝑇𝑓
𝑇+𝑐
Tabla 1. Validación de los componentes con Aspen Hysys
Valor de las constantes a 293,15K (20°C)
Componentes
H2O
H2S
A
6,59E+01
7,87E+01
B
-7,23E+03
-3,84E+03
C
0,00E+00
0,00E+00
D
-7,18E+00
-1,12E+01
E
4,03E-06
1,88E-02
F
2,00E+00
1,00E+00
Pvapor Hysys (kPa)
2,338
1780,742
NH3
5,97E+01
-4,26E+03
0,00E+00
-6,90E+00
1,00E-05
2,00E+00
858,265
Pvapor Exp (kPa)
2,3
1874,512
860
% error
1,689
5,0010
0,2011
Al realizar los cálculos de la presión de vapor con la ecuación de Antoine extendida
y al compararlos con los datos suministrados por la literatura se puede observar que
las presiones de vapor no superan un porcentaje de error del 5% lo que da como
comprobada la mezcla, esto es realizado con el fin de evitar algún error en la base
de datos del simulador.
Después de comprobar los componentes, el siguiente paso a seguir es realizar la
búsqueda bibliográfica presentada en el cuadro 1.
9
MERCK S.A. Ficha de datos de seguridad del agua de acuerdo al Reglamento (CE) No. 1907/2006,
Bogota D.C, 2013. p.4.
10 NATIONAL ACADEMY OF SCIENCES. Hydrogen Sulfide. Washington D.C: Enviromental
Protection Agency, 1978. p. 15
11 THE LINDE GROUP. Ficha de datos de seguridad de amoniaco anhidrido, Barcelona, 2013. p.3.
46
Cuadro 1. Modelos termodinámicos utilizados por diferentes autores
Autores y año
D. LEE, J.-M. LEE,
S.-Y. LEE and I.-B.
LEE
( Marzo 2002)
Helver Crispiano
Alvarez Castro
(2007)
José Egídio
Fernandes
Inverno, Eurico
Correia, Pablo
Jiménez-Asenjo
and Josep A. Feliu
Método
Termodinámico
utilizado
Electrolyte-NRTL
Sour-PR
Peng Robinson
Stryjek Vera
[PRSV]
Observación
Se realizó una simulación en estado dinámico para examinar la
controlabilidad y la perturbación presentadas en el proceso de las
aguas agrias. Los componentes de este sistema son H2O, NH3, H2S,
CO2, HCN con sus respectivas disociaciones. Los principales
problemas de la columna en el tratamiento de aguas agrias son la
obstrucción con uso excesivo de vapor y la dificultad en la presión.
Las especies que se consideraron en el desarrollo de la simulación
fueron H2O, NH3 y H2S mediante el software Aspen Hysys, teniendo en
cuenta los paquetes termodinámicos existentes en este para el
tratamiento de aguas agrias.
Este artículo utilizó el simulador Aspen Hysys para conocer cuáles eran
las mejores condiciones de operación en términos de temperatura,
presión y arrastre de vapor garantizando la eliminación máxima de NH3.
47
Cuadro 1. (Continuación)
Autores y año
Huiling Que and
Chau-Chyun Chen
(2011)
Carmen M.
Torres, Mamdrouh
Gadalla, Josep M.
Mateo-Sanz y
Laureano Jiménez
(2012)
Maria Francisca
Garrido Muñoz
(2010)
Universidad de
Magallanes
Método
Termodinámico
utilizado
Electrolyte NRTL
Sour-PR
Sour SoaveRedlich-Kwong
(Sour SRK)
Observación
Esta se basa en el diseño y la optimización del proceso de amoniaco
refrigerado para la captura de CO2. Las especies químicas involucradas
son
NH3-CO2-H2O donde el modelo termodinámico representa
explícitamente la solución química que incluye las disociaciones de
esta mezcla
Este artículo estudia el proceso correspondiente al tratamiento de
aguas agrias, con una configuración similar al proceso Chevron WW,
utilizando algoritmos de optimización y estrategias de integración de
calor mediante una programación en Matlab con el objetivo de
minimizar el cosumo de recursos, los requerimientos de energía y los
costos totales de operación.
Esta tesis describe paso a paso los diferentes procesos que existen en
la ENAP refinería de Aconcagua ubicada en Concón Chile, después de
explicar cada planta se llevan a un simulador comercial llamado Aspen
Hysys tomando todos los datos proporcionados por la refinería, con el
fin de realizar una integración energética.
48
Cuadro 1. (Continuación)
Autores y año
A.Kayode Coker
2010
Manuel Macias
Perez
(2007)
Universidad de
Cadiz
Método
Termodinámico
utilizado
Sour PR
Soave-RedlichKwong (RKS)
Observación
Este libro propone un caso de estudio involucrando las especies
químicas NH3-H2S-H2O donde se utiliza un intercambiador de calor
como efluente recuperando el calor de los fondos.
Esta simulación se realiza en estado estable y consiste en la separación
de NH3-H2S utilizando la menor perdida de energía.
Esta tesis se basa principalmente en la separación de algunos
componentes de las aguas agrias (NH3, H2S y H2O) en un Stripping,
mostrando los datos correspondientes para realizar la simulación y los
resultados obtenidos.
49
A continuación se desarrolla una comparación de los modelos termodinámicos
anteriormente mencionados con respecto a los datos experimentales, cabe aclarar
que el modelo NRTL electrolito no se tendrá en cuenta en este estudio, debido a
que para desarrollar este modelo se necesita conocer los parámetros Kij de las
reacciones de disociación requeridos por el simulador para lograr la convergencia,
los cuales no están suministrados en la tesis del autor Macias. Al momento de
buscar en la literatura abierta un documento que registrara las constantes de
equilibrio, este no reportaba las condiciones de operación de la columna, corrientes
de alimentación con sus respectivos resultados por lo tanto no se tiene un punto de
referencia para lograr la simulación.
Para comprobar la selección del modelo termodinámico usado en la simulación de
Hysys se utilizaron los datos experimentales del equilibrio líquido-vapor (VLE)
propuestos en los artículos titulados “Vapor-Liquid Equilibria in the Ammonia-Water
Systemla” y “Phase Behavior in the Hydrogen Sulfide-Water System” escritos por
LSyed S. H. Rlzvl and Robert A. Heldemann y F.T. Selleck L.T Carmichael, and
B.H. Sage, respectivamente. Generalmente estos datos están disponible para
mezclas binarias y no para mezclas ternarias, es por ello que la búsqueda realizada
se enfocó en las mezclas binarias H2S-H2O Y NH3-H2O ya que están han sido las
más estudiadas; para la mezcla binaria NH3-H2S no fue posible acceder a los datos
experimentales, por ende solo se realiza un estudio con los datos experimentales
de las dos primeras mezclas binarias ya mencionadas. Los datos del equilibrio para
cada uno de los modelos se determinaron con la ayuda de Aspen Properties V8.6 y
Aspen Hysys.V8.6.
En la gráfica 1 se representa los datos experimentales y los resultados de los
modelos termodinámicos para el equilibrio XY del amoniaco-agua a una
temperatura de 86,6°C. Se puede observar en la gráfica 1 y teniendo en cuenta el
anexo A que los modelos propuestos no transponen los datos experimentales. El
modelo que más se aproxima a los datos experimentales teniendo en cuenta su
porcentaje de error presentado en el anexo A es el modelo de Sour PR
comportándose de la misma manera que Sour SRK. El modelo de Sour PR combina
la ecuación de estado de Peng Robinson y el modelo de API-Sour de Wilson con
el fin de calcular el coeficiente de fugacidad de los siguientes componentes H2O,
NH3, H2S ó CO2 presentes en el manejo de sistemas de aguas agrias y puede ser
aplicado para columnas despojadoras, hidrotratamiento, columnas de crudo o algún
otro proceso que involucre hidrocarburos.
50
Gráfica 1. Equilibrio líquido-vapor para el sistema Amoniaco-Agua
E Q UI LI BRI O LÍ Q UI DO -VAP O R (NH 3 -H 2 O )
Datos Exp
Datos SRK
Datos Peng Rob
Datos Api Sour
Datos Sour SRK
Datos Sour PR
0,2
0,4
0,6
1
0,9
0,8
YNH3
0,7
0,6
0,5
0,4
0,3
0,2
0,1
0
0
0,1
0,3
0,5
0,7
0,8
0,9
1
XNH3
En la gráfica 2 se representan los datos experimentales y los modelos
termodinámicos para el sistema binario ácido sulfhídrico-agua XY a una temperatura
de 71,11°C. Como se puede observar en la gráfica 2 ninguno de los modelos se
acercan a los datos experimentales, pero muestran un comportamiento similar, el
modelo termodinámico seleccionado es API Sour-PR que representan la misma
tendencia del modelo Api Sour-SRK basándose en los porcentajes de error
presentados en el anexo A; cabe aclarar que el modelo termodinámico Sour PR es
análogamente al modelo APISour-PR el cual es aplicable a temperaturas entre 20140°C y los rangos de presión dependen de la concentración de ácido y agua
presentes en el sistema.
Cabe aclarar que no se utilizó el simulador Aspen Hysys V8.6 para graficar el
sistema binario H2S-H2O, debido a que los datos experimentales presentan un
pequeño intervalo entre 0 a 0,04 en la fase líquida del ácido sulfhídrico y este calcula
por defecto el comportamiento ELV en un rango de composiciones de 0 a 1. Por ello
se utiliza el simulador Aspen Properties V8.6 para calcular el equilibrio XY de los
modelos termodinámicos Sour PR y Sour SRK mediante la combinación de Api
Sour - Peng Robinson y Api Sour - Soave Redlich Kwong respectivamente.
51
Gráfica 2. Equilibrio líquido-vapor para el sistema Ácido Sulfhídrico-Agua
E Q UI LI BRI O LÍ Q UI DO - VAP O R (H 2 S -H 2 O )
Datos Exp
Datos Peng Robinson
API-Sour
SRK
0,02
0,025
Datos Api-SRK
Datos Api-PR
1
0,98
Y H2S
0,96
0,94
0,92
0,9
0,88
0
0,005
0,01
0,015
0,03
0,035
0,04
0,045
X H2S
3.2
SIMULACION DE LAS AGUAS AGRIAS Y LA MEZCLA BTX
COLUMNAS DE DESTILACION CONVENCIONAL CASO 1
EN
Este ítem es el punto de partida para el desarrollo del proyecto de grado, se abordan
las simulaciones convencionales con sus respectivos parámetros con el fin de
encontrar una exitosa convergencia; para llevar a término la simulación se realizó
una dispendiosa búsqueda que permitió la comprobación de la mezcla de estudio
(NH3, H2S y H2O) en una configuración convencional con el objetivo de ser
comparada con la configuración Petlyuk. Es pertinente la simulación de una
configuración convencional para la mezcla Benceno-Tolueno-pXileno ya que esta
mezcla es comparada con la configuración Petlyuk para evaluar que tan rentable
es en términos de consumo energético y pureza.
3.2.1 Simulación para el tratamiento de aguas agrias en una columna de destilación
convencional: la simulación de la columna de las aguas agrias se llevó a cabo
mediante el software Aspen Hysys V8.6 el cual tiene como objetivo comparar los
datos proporcionados por la tesis “Diseño de una unidad de tratamiento de aguas
acidas en refinería” publicada por Manuel Macías Pérez.
52
El sistema descrito por la tesis consta de los siguientes equipos:
 Un precalentador de alimentación directamente relacionado con el fondo del
stripper de las aguas agrias.
 Un aerorefrigerante o un condensador
 Un rehervidor
 Una columna despojadora de aguas agrias con pump-around en la cima de la
columna y un condensador interno de contacto directo, estas modificaciones
reducen la corrosión en el tope de la columna y mejora el balance energético. 12
Al proceso se alimenta 1225 kmol/h a una presión de 166,7 kPa de aguas agrias
que son primero transferidas al precalentador de carga con el fin de calentar la
corriente de entrada de aguas ácidas a la columna despojadora, aprovechando la
corriente de los fondos proveniente de este equipo, ya que favorece la desorción de
ácido sulfhídrico y amoníaco, a la salida de este precalentador se obtiene una
corriente que es alimentada en la etapa siete de la columna de las 30 etapas que
este posee a una presión 117,7 kPa y a una temperatura de 95°C; en las tablas 2
y 3 se presentan detalladamente las condiciones de operación necesarias para
llevar a cabo la simulación.
Esta columna de destilación convencional suele tener una eficiencia baja
comprendida entre un 40-60%, por lo tanto “se considera para el stripper una
eficiencia del 50%, donde un plato teórico equivale a dos platos reales, es por ello
que se estima 30 platos reales para dicha columna.”13
La simulación se lleva a cabo sin tener en cuenta el precalentador de carga y la
modificación con pump-around como se muestra en la figura 20, ya que se pretende
comparar el consumo energético de esta columna con respecto a la configuración
propuesta sin ninguna integración energética; el pump-around actúa como un
condensador intermedio donde el líquido es extraído de la columna, se enfría en un
intercambiador y se regresa por la cima con el fin de cumplir con los balances
energéticos y prevenir la corrosión.
12
MACIAS PEREZ MANUEL. Diseño de una unidad de aguas agrias en refinería. Universidad de Cadiz. 2007, p
. 16
13
Ibid. p. 59
53
Tabla 2. Datos de alimentación a la columna convencional
Datos de la corriente de alimentación
Presión kPa
117,7
Temperatura °C
95
Flujos molares kmol/h
H2O
1217,15
Composición
0,9935
H2S
5,354
0,0044
NH3
Total
2,518
1226
0,0021
1
Tabla 3. Condiciones de operación del stripper
Columna de destilación (stripper)
Unidad de destilación con
Servicio
condensador y rehervidor
Numero de etapas
30,00
Plato de alimentación
7
P Condensador
kPa
107,9
P rehervidor
kPa
137,3
Los resultados obtenidos se compararon con los datos suministrados por la tesis
“Diseño de una unidad de tratamiento de aguas acidas en refinería” como se
muestra en la tabla 4; para determinar el porcentaje de error se aplica la ecuación
10.
54
Figura 20. Columna convencional de las aguas agrias en Aspen Hysys
Ecuación 10. Porcentaje de error
𝑉𝑎𝑙𝑜𝑟 𝑟𝑒𝑎𝑙 − 𝑉𝑎𝑙𝑜𝑟 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜
%𝐸𝑟𝑟𝑜𝑟 = |
| ∗ 100
𝑉𝑎𝑙𝑜𝑟 𝑟𝑒𝑎𝑙
Fuente: BOLTON W. Mediciones y pruebas eléctricas y electrónicas. Marcombo, 1995. p. 3
Tabla 4. Validación de los datos de la mezcla H2S-NH3-H2O
Resultado de
Macías 2007
Resultado de la
simulación
% error
Componentes
en flujo molar
kmol/h
Vapor
Fondos
Vapor
Fondos
H2O
3,211
1213,93
3,211
1212,918
-
0,08
H2S
5,335
0,0064
5,325
0,0051
0,19
20,31
NH3
3,453
0,0643
3,4474
0,0641
Total
12
1214
11,983
1212,987
0,16
0,14
0,31
0,08
Vapor Fondos
Teniendo en cuenta los porcentajes de error presentados en la tabla 4 se puede
concluir que los datos suministrados por el autor son comprobados y posteriormente
son utilizados para la simulación de la configuración Petlyuk. El error del 20,31% se
debe a que el ácido sulfhídrico fue el componente que presentó más error en la
comparación de los componentes mediante el cálculo de la presión de vapor debido
a que el autor Macías utiliza la versión 7.3 mientras que este proyecto presenta la
simulación en la versión 8.6.
55
En la tabla 5 se observa una diferencia energética entre una columna con pumparound y sin pump-around ya que en este caso la finalidad de usar un pump-around
es reducir el consumo de energía en un 18% con respecto a una columna de
destilación convencional; es importante tener en cuenta que este tipo de
modificación energética no altera en absoluto el valor de los productos.
Tabla 5. Comparación del calor transferido en las diferentes columnas de aguas
agrias
Calor de la
columna con
pump-around
Calor de la
columna sin Diferencia
%
pumpde energía Diferencia
around
Aerorefrigerante
o condensador
kJ/h
3’630.433
4’463.000
832.567
18,65
Rehervidor kJ/h
4’942.476
5’716.000
773.524
13,53
3.2.2 Simulación para la mezcla ternaria Benceno- Tolueno- p-Xileno en columnas
de destilación convencional (BTpX): se presenta la simulación de la mezcla
Benceno-Tolueno-p-Xileno mediante una secuencia de destilación indirecta como
se observa en la figura 21, se busca separar el componente más pesado de la
mezcla (p-Xileno) ya que este se presenta en mayor composición en la corriente
de alimentación tabla 6.
La corriente de alimentación (tabla 6) entra a la columna de destilación T-100 (tabla
7) en la etapa 20, en donde ocurre la separación del p-Xileno con los requerimientos
de pureza del 92%. Posteriormente los componentes livianos (Benceno-Tolueno)
entran a la columna de destilación T-101 (tabla 8) en la etapa 29 donde ocurre la
separación del benceno y Tolueno con una pureza de 99,5% y 91%
respectivamente.
56
Figura 21. Secuencia de destilación indirecta para la separación de la mezcla
BTX
Tabla 6. Datos de alimentación para la separación convencional BTX
Datos de alimentación (Feed)
Presión (kPa)
1050
Temperatura (°C)
213,4
Flujo molar
100
Fracción Molar Benceno
0,33
Fracción Molar Tolueno
0,33
Fracción Molar p-Xileno
0,34
Tabla 7. Datos de la columna T100 introducidos al Simulador Aspen Hysys V8.6
Columna de destilación T100
Unidad de destilación con condensador total y
Servicio
rehervidor
Numero de etapas
31
Plato de
20
alimentación
P Condensador
kPa
1013
P rehervidor
kPa
1063
Para llevar a cabo esta simulación se tiene en cuenta los datos y los resultados
suministrados por la tesis”Retrofiting indutrial convecional column systems to
Petlyuk/Divided Wall columns” para la separación convencional.
57
Tabla 8. Datos de la columna T101 introducidos al Simulador Aspen Hysys V 8.6
Columna de destilación T101
Unidad de destilación con condensador
Servicio
total y rehervidor
Numero de etapas
40
Plato de alimentación
29
P Condensador
kPa
1000
P rehervidor
kPa
1064
Tabla 9. Comparación de los datos BTX
Componentes
Benceno
Tolueno
p-Xileno
Flujo másico kg/h
Benceno
Tolueno
p-Xileno
Flujo másico kg/h
Benceno
Tolueno
p-Xileno
Flujo másico kg/h
Benceno
Tolueno
p-Xileno
Flujo másico kg/h
CORRIENTE DESTILADO
Simulación de
Simulación a validar
Ramachandran
Premkumar
0,5147
0,5149
0,4702
0,4702
0,0151
0,0149
5456
5455
Corriente fondos
0,0003
0,0001
0,0797
0,0799
0,92
0,92
3772
3773
Corriente destilado 1
0,995
0,995
0,005
0,005
2435
2435
Corriente fondos 1
0,0607
0,0611
0,91
0,91
0,0293
0,0289
3021
3020
% Error
0,04
1,34
0,02
2
0,25
0,03
0,65
1,38
0,03
Esta simulación se realiza con el fin de comparar las corrientes de energía de la
configuración convencional y la configuración Petlyuk con el fin de encontrar la que
ofrece mayor ahorro energético.
58
3.3
SIMULACIÓN DE LA MEZCLA BTX EN UNA CONFIGURACION PETLYUK
CASO 2
Para la mezcla propuesta de aguas agrias no hay un estudio de la comparación
para la configuración de columnas térmicamente acopladas. Por ende es pertinente
verificar la convergencia de la configuración propuesta utilizando la mezcla
Benceno-Tolueno–p-Xileno (BTX) ya que esta ha sido ampliamente investigada.
3.3.1
Parametrización y consideraciones de la simulación
Para llevar a cabo esta simulación se debe tener en cuenta lo siguiente:
 Realizar un estimado inicial mediante un shortcut (método corto), utilizado para
determinar las condiciones de operación y el número de etapas que son
requeridos en la simulación acoplada termicamente.
 Realizar la simulación de la configuración Petlyuk en estado estable.
El diseño de una configuración Petlyuk tiene en cuenta algunos criterios para
mejorar el consumo energético, como se pueden encontrar en los trabajos de
Triantafyllou y Smith, Annakou y Mizsey, Hernandez y Jimenez14
El diseño preliminar de una columna Petlyuk tiene en cuenta las ecuaciones del
método corto Fenske, Underwood y Gilleland (FUG) el cual hace referencia a una
secuencia de tres columnas de destilación convencional que ayudan a proporcionar
una estructura básica para el sistema Petlyuk propuesta por Triantafyllou y Smith15.
Con el fin de obtener parámetros necesarios para llevar a cabo una simulación
rigurosa. Este método es importante para un nuevo diseño ya que proporciona datos
como relación de reflujo mínimo, composiciones en el destilado, side y fondo con
sus correspondientes flujos molares o másicos. El simulador dentro de su base de
datos utiliza la ecuación 11 para calcular el número de etapas mínimas necesarias
para un reflujo total:
Ecuación 11. Calculo de etapas mínimas
𝑋
𝑋
log [𝑋 𝐿𝐾 ] [ 𝑋𝐻𝐾 ]
𝐻𝐾 𝑑
𝐿𝐾 𝑏
𝑁𝑚𝑖𝑛 =
log 𝛼𝐿𝐾
14
VACA MiguelL, JIMENEZ- GUTIERREZ Arturo, k Distillation MONROYy-LOPERENA Rosend .
Design of Petlyuk Distillation Columns Aided with Collocation Techniques. Industrial & Engineering
Chemistry Vol 47, 2007; p. 5365-5370.
15 K.A. AMMINUDIN, R. SMITH, D.Y.-C. THONG, G.P. TOWLERN. Design and optimization of fully
thermally coupled distillation columns. Part 1: Preliminary Design and Optimization Methodology.
Institution of Chemical Engineers. Vol 79. 2001, p. 702
59
Fuente: ASHRAFIAN Roohollah. Using Dividing Wall Columns (DWC) in LNG Production.
Norwegian University of Sciencie and tecnology NTNU-Trondheim. 2014, p.45.
Donde 𝛼𝐿𝐾 representa la volatilidad relativa del componente liviano con respecto al
componente pesado, 𝑋𝐿𝐾 y 𝑋𝐻𝐾 representan las concentraciones de los
componentes livianos y pesados respectivamente. Se utiliza también la ecuación de
Underwood para calcular la relación de reflujo mínima para una destilación
multicomponente representada con la ecuación 12:
Ecuación 12. Calculo de la relación de reflujo mínima
∑
𝛼𝑖 𝑋𝑖,𝑑
= 𝑅𝑚𝑖𝑛 + 1
𝛼𝑖 − 𝜃
Fuente: ASHRAFIAN Roohollah. Using Dividing Wall Columns (DWC) in LNG Production.
Norwegian University of Sciencie and tecnology NTNU-Trondheim. 2014, p.45.
Donde 𝑋𝑖,𝑑 es la concentración del componente 𝑖 en el destilado y 𝜃 es la raíz de la
ecuación 13, donde 𝑋𝑖𝑓 es la concentración del componente i en la corriente de
alimentación y 𝑞 es definida como la condición de alimentación.
Ecuación 13. Cálculo de theta
∑
𝛼𝑖 𝑋𝑖𝑓
= 1−𝑞
𝛼𝑖 − 𝜃
Fuente: ASHRAFIAN Roohollah. Using Dividing Wall Columns (DWC) in LNG Production.
Norwegian University of Sciencie and tecnology NTNU-Trondheim. 2014, p.45.
La correlación empírica de Gilliland puede ser usada para encontrar el número
actual de etapas a una relación de reflujo especificada y Kirkibride se usa para
determinar la ubicación del plato de alimentación y la localización del número de
etapas para los enlaces térmicamente acoplados en la columna principal.
El método corto utilizado en aspen Hysys V8.6 emplea tres columnas shortcut
interconectadas entre sí como se muestra en la figura 22 con el fin de obtener todos
los parámetros necesarios para tener el primer estimado de la simulación rigurosa.
La columna T-100 es equivalente a la columna prefraccionadora y las columnas T101 y T-102 hacen referencia a la columna principal.
Al ingresar todos los datos necesarios para llevar a cabo la simulación es importante
tener en cuenta que las corrientes laterales 1 y 2 tengan composiciones similares
60
especialmente para el componente medio (tolueno). Es indispensable recordar que
si se obtiene la similitud en las composiciones de las corrientes laterales no es
necesario que exista igualdad en los flujos en dichas corrientes. El modelo
termodinámico más adecuado y utilizado por el autor de referencia (Ramachandran
Premkumar) para la mezcla BTpX es Peng Robinson. Este representa un modelo
adecuado para cálculos de equilibrio líquido-vapor (ELV) en sistema de
hidrocarburos.
Posterior se realiza la configuración Peltyuk como se observa en la figura 23
teniendo en cuenta los resultados arrojados por el método corto: número de platos,
plato de alimentación y presión de operación de cada columna.
Los equipos utilizados para realizar la simulación se presentan en el cuadro 2 con
sus respectivas variables para lograr la convergencia.
Figura 22. Método corto para la mezcla BTpX
.
61
Cuadro 2. Descripción de los equipos para la configuración Petlyuk
Equipo
Condiciones
Absorbedor
Número de etapas
Plato de alimentación
Presión de operación en el tope
Presión de operación en el rehervidor
Columna de destilación
Plato de alimentación del vapor 101 in
Plato de alimentación del líquido 101 in
Número de platos
Presión de operación en el tope
Presión de operación en el rehervidor
Plato de la corriente side
Plato de la corriente líquido 101 out
Plato de la corriente líquido 101 out
Tipo de condensador
Para comprobar la simulación se tiene en cuenta la tabla 6 donde se presentan los
datos de la corriente de alimentación.
En las tablas 10 y 11 se presentan los datos de las corrientes vapor 101- in
(Destilado 1 en el método corto) y liquido 101-in (fondos 1 en el método corto) con
el fin de obtener el primer estimado para desarrollar la configuración Petlyuk.
62
Tabla 10: Datos del primer estimado de la corriente vapor 101-in para la mezcla
BTpX
Condiciones de la corriente vapor
101-in
Valor
Temperatura °C
193,6
Presión kPa
1000
Flujo molar kmol/h
46,35
Composiciones (fracción molar)
Benceno
0,6924
Tolueno
0,2946
p-Xileno
0,0130
Tabla 11: Datos del primer estimado de la corriente liquido 101-in para la mezcla
BTpX
Condiciones de la corriente
liquido 101-in
Valor
Temperatura °C
238,3
Presión kPa
1050
Flujo molar kmol/h
53,65
Composiciones (fracción molar)
Benceno
0,0170
Tolueno
0,3606
p-Xileno
0,6225
.
Figura 23. Método riguroso de la configuración Petlyuk
63
Para comprobar la simulación realizada se compararan los resultados con el autor
de referencia (Ramachandran Premkumar )
Tabla 12. Comparación de los resultados de la configuración
Corriente destilado
Componentes
Simulación a
Simulación
Error
validar
de
absoluto
Ramachandran
Premkumar
Benceno
0,9950
0,9950
Tolueno
0,0050
0,0050
Xileno
Flujo másico kg/h
2567
2569
2,000
Corriente side
Benceno
0,0101
0,0089
0,0012
Tolueno
0,9100
0,9100
Xileno
0,0799
0,0811
0,0012
Flujo másico kg/h
3084
3084
Corriente fondos
Benceno
Tolueno
0,0800
0,0800
Xileno
0,9200
0,9200
Flujo másico kg/h
3581
3577
4,000
% Error
0,077
11,881
1,480
0,11
Como se observa en la tabla 12 se determina el porcentaje de error utilizando la
ecuación 10. Se ve que cuando se obtienen composiciones iguales difieren los flujos
másicos y viceversa; esto es debido a que existen muchas maneras de lograr la
convergencia en una simulación. En este caso la simulación se basó
exclusivamente en los valores arrojados por el shortcut sin realizar ninguna
optimización. Teniendo en cuenta la tabla 12 y comparando los errores de los flujos
másicos se da por comprobada la configuración Petlyuk
Esta comparación se convierte en punto de partida para iniciar el estudio de la
mezcla propuesta (NH3-H2S-H2O), debido a que no existen investigaciones que
involucren dicha mezcla con columnas de acoplamiento térmico la cual tendrá como
objetivo mejorar el consumo energético con respecto a una columna de destilación
convencional y así dar posibles soluciones en el tratamiento de aguas agrias en una
refinería.
64
Esta comprobación será implementada en la mezcla de estudio, donde se modifica
las condiciones de operación y las corrientes de materia que fueron corroboradas
en la columna de destilación convencional de las aguas agrias presentada en la
tabla 4
3.4 CONCLUSIONES
Este capítulo presentó la comprobación de la mezcla de las aguas agrias en una
columna de destilación convencional con sus respectivos porcentajes de error
presentados en la tabla 4, esta tabla presenta un error en el componente H2S del
20,31% debido a que este componente encontrado en la base de datos del
simulador tiene un error muy por encima de los demás compuestos como se
muestra en la tabla 1, esto se realiza con el fin de simular la mezcla de interés en
una configuración Petlyuk.
Aunque la mezcla BTX no hace parte del estudio, es necesario involucrarla con el
fin de validar la configuración rigurosa debido a que esta presenta más estudios en
la literatura; después de dar por validada dicha configuración se realiza la simulación
de esta misma mezcla en una secuencia de destilación convencional con el objetivo
de conocer los requerimientos energéticos y así poder ser comparados con la
configuración Petlyuk como se muestra en la gráfica 3; donde esta corrobora que
una configuración con acoplamiento térmico reduce de cierto modo el consumo
energético.
Gráfica 3. Consumo energético en la mezcla BTpX
Calor kJ/h
Consumo energético en cada configuración
9,000E+06
8,000E+06
7,000E+06
6,000E+06
5,000E+06
4,000E+06
3,000E+06
2,000E+06
1,000E+06
0,000E+00
Condensador
Rehervidor
Convencional
Petlyuk
Configuraciones
65
4. SEPARACIÓN DE H2S EN AGUAS AGRIAS EN LA CONFIGURACIÓN
PETLYUK CASO 3
Este capítulo presenta el diseño de la configuración Petlyuk para el tratamiento de
aguas agrias basándose principalmente en los compuestos H2S-NH3-H2O para su
separación, con el fin de obtener productos con alta pureza y conocer los
requerimientos energéticos necesarios para llevar a cabo la simulación de la
configuración térmicamente acoplada.
El propósito principal es eliminar la mayor cantidad de H2S presentado en este tipo
de efluentes, ya que este representa grandes problemas ambientales y sanitarios.
4.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
Para llevar a cabo esta simulación se debe tener en cuenta lo siguiente:


Realizar un estimado inicial mediante un shortcut para determinar las
condiciones de operación y el número de etapas que son requeridos en la
simulación acoplada térmicamente.
Realizar la simulación de la configuración Petlyuk en estado estable.
Para realizar la simulación se tiene en cuenta los datos de alimentación
presentados en la tabla 2 y el modelo termodinámico seleccionado presentado en
el capítulo tres (Sour PR). Posteriormente se especifican las columnas shortcut
utilizando los datos de la tabla 13 para desarrollar el método corto de la
configuración Petlyuk.
Las presiones de operación de cada una de las columnas se determinan realizando
un análisis de sensibilidad presentado en las gráficas 4,5 y 6 con el fin de obtener
la menor relación de reflujo, ya que en la literatura abierta no presentan las
presiones de operación para desarrollar la mezcla H2S-NH3-H2O con la
configuración propuesta.
En las gráficas 4, 5 y 6 se realizan un análisis de sensibilidad en las corrientes de
destilado, lateral y fondos respectivamente, con el fin de conocer el comportamiento
que tiene la relación de reflujo y la temperatura con respecto a la variación de
presión. Se puede concluir, que la elección de la presión depende de la relación de
reflujo debido a que esta variable es menor en un rango de presiones de 100 a 140
kPa aproximadamente, a su vez favorece mayor pureza en los productos debido a
bajas temperaturas en cada corriente.
66
Gráfica 4. Analisis de la sensibilidad de la temperatura de destilado y el reflujo vs
la presion de operacion de la torre
Gráfica 5. Análisis de la sensibilidad de la temperatura en la corriente lateral y el
reflujo vs la presión de operación de la torre
67
Gráfica 6. Análisis de la sensibilidad de la temperatura de los fondos y el reflujo vs
la presión de operación de la torre
Tabla 13.Especificaciones para el método corto de la configuración Petlyuk
Columna
T-100
T-101
T-102
Componente clave liviano Fracción
NH3 0,0015 H2S 0,0001 NH3 0,001
molar
Componente clave pesado en el
destilado Fracción molar
H2O
0,01
NH3 0,0001 H2O 0,0814
Presión en el condensado kPa
100
100
122,6
Presión en el rehervidor kPa
130
122,6
140
Relación de reflujo externa
0,127
0,382
2,18
Mínima relación de reflujo interna
0,106
0,318
1,817
Los datos presentados en la tabla 13 para llevar a cabo la simulación garantizan
que las corrientes laterales 1 y 2 tengan una similitud en las composiciones de
salida para el componente medio (NH3) como se observa en la tabla 14. La igualdad
68
en las composiciones de las corrientes laterales no requiere que exista igualdad en
los flujos.
Este método emplea tres columnas shortcut interconectadas entre sí como se
muestra en la figura 24, con el fin de obtener todos los parámetros necesarios
presentados en la Tabla 15 para tener el primer estimado de la simulación Petlyuk.
La relación de reflujo de las columnas de destilación se determina mediante la
heurística:
Ecuación 14. Heurística para determinar la relación de reflujo externa
𝑅 = 1,1 𝑎 1,5𝑅𝑚𝑖𝑛
Fuente: SEADER J. D. HENLEY Ernest J. ROPER D. Keith. Separation Process Principles:
Chemical and Biochemical Operations. 3rd Edition, United States of America, John Wiley & Sons Inc,
2010, p. 259
Para este proyecto de tesis se escoge la relación de reflujo externa 1.2 como se
muestra en la ecuación 15.
Ecuación 15. Relación externa de reflujo
𝑅 = 1.2 ∗ 𝑅𝑚𝑖𝑛
El actual número de platos y el plato óptimo de alimentación son aproximados por
encima de los resultados mostrados en la figura 24.
Posteriormente se procede a realizar la configuración Petlyuk teniendo en cuenta
los resultados mostrados en la Tabla 13 como estimado inicial y los equipos
mencionados en el capítulo 3 cuadro 2.
La simulación de la configuración térmicamente acoplada se realizó mediante los
siguientes pasos:

Teniendo en cuenta los resultados obtenidos en el shortcut se determina las
correspondientes etapas de alimentación y salidas de cada una de las
corrientes, el número de etapas de cada columna y las presiones de operación.
El número de platos de la columna principal es la suma del número de etapas
correspondientes a las columnas T101 y T102 del método cortó más dos etapas
69
que representan las etapas del condensador y del rehervidor como se ilustra en
la figura 25.
Figura 24. Método cortó para el tratamiento de las aguas agrias (H2S-NH3-H2O)
Tabla 14. Composiciones en fracción molar del método cortó
Composiciones
Destilado Fondos
Comp en fracción
molar H2O
Comp en fracción
molar H2S
Comp en fracción
molar NH3
Vapor
Side1
Side2
Fondos
1
0,0101
0,9985
-
0,0814
0,0814
0,9990
0,8761
-
0,9999
0,0001
-
-
0,1138
0,0015
0,0001
0,9185
0,9186
0,0010
70
Tabla 15. Parámetros requeridos para llevar a cabo la configuración Petlyuk.
Columna
T-100
T-101
T-102
Mínimo Numero de platos
3,852
9,300
3,174
Actual número de platos
14
26
9
Plato óptimo de alimentación
12
8
7
Calor del Condensador kJ/h
83.514
-36481 239.174
Calor del Rehervidor kJ/h
699.060
1.462
8.100
Figura 25. Condiciones de operación de la columna principal

Se desarrolló la simulación de la columna principal teniendo en cuenta las
condiciones de operación de las corrientes destilado (vapor 101-in) y fondos
(líquido 101-in); obtenidos en el método shortcut, presentados en las tabla 14 y
16 con sus respectivas etapas de alimentación como se observa en la figura 26.
Donde se busca la convergencia de esta columna basándose en la pureza
requerida por el método corto como se observa en la figura 27.
71
Tabla 16. Condiciones de operación de las corrientes de alimentación a la
columna principal (Primer estimado)
Destilado
Fondos
(Vapor 101-in) (Líquido 101-in)
Temperatura
°C
15,85
106,6
Presión
kPa
100
130
Flujo molar kmol/h
6,06
1219
Flujo másico kg/h
193,8
21960
Figura 26 Simulación de la columna principal con las corrientes de destilado
(vapor101-in) y fondos (líquido 101-in). Primer estimado.

Se procede a colocar las corrientes de salida Liquido 101- out y vapor101-out en
la columna principal teniendo en cuenta que estas salen en el plato 8 y 33
respectivamente, hasta encontrar el flujo molar requerido para lograr la
convergencia como se presenta en la figura 28.
72
Figura 27. Convergencia de la columna principal con sus respectivos productos
(primer estimado)
Figura 28. Convergencia de la columna principal con las corrientes Vapor 101-out
y Liquido 101-out (primer estimado)
73

Se especifican las variables de operación del prefraccionador teniendo en cuenta
los resultados obtenidos del shortcut de la columna T-100 presentados en la
tabla 15 como se ilustra en la Figura 29. Las corrientes mencionadas
anteriormente entran al absorbedor, con el fin de lograr la recirculacion que se
requiere para la configuracion Petlyuk como se observa en la Figura 31. Para
llevar a cabo este procedimiento se debe manejar unos flujos masicos o molares
requeridos por el aboserbedor para lograr su convergencia
.
Figura 29. Condiciones de operación del prefraccionador

Luego las corrientes de salida del absorbedor liquido 100-out y vapor100-out se
unifican con las corrientes vapor 101-in y liquido 101-in mediante los bloques de
recirculacion con el fin de obtener las mismas caracteristicas en ambas
corrientes.

Para finalizar el desarrollo de la simulacion y llevar a cabo la convergencia de la
configuracion, se requiere modificar las concentraciones de las corrientes
destilados, side y fondos como se muestran en la figura 32
El desarrollo de la simulacion descrito anteriormente se simplifica en el siguiente
diagrama de flujo.
74
Figura 30. Diagrama de flujo para desarrollar una configuración Petlyuk en Aspen
Hysys
75
Figura 31. Configuración Petlyuk sin reciclo
76
4.2 RESULTADOS DE LA CONFIGURACION PETLYUK
Figura 32. Configuración Petlyuk para el tratamiento de aguas agrias
77
Se presenta los resultados obtenidos en la configuración Petlyuk para la mezcla
NH3-H2S-H2O con sus respectivas condiciones de operación en cada una de las
columnas como se muestra en la Figura 32.
Como se observa en la figura 32, la columna de destilación T-100 tiene una relación
de reflujo de 552,4 esto se debe a que el simulador calcula la relación de reflujo
mediante la ecuación 16. Al realizar la simulación y no encontrar una convergencia
es necesario añadir más cantidad de flujo para alcanzarla es por ello, que la
columna de destilación se encuentra sobrecargada.
Ecuación 16. Calculo para determinar la relación de reflujo
𝑅=
𝐿
𝐷
Fuente: SEADER J. D. HENLEY Ernest J. ROPER D. Keith. Separation Process Principles:
Chemical and Biochemical Operations. 3rd Edition, United States of America, John Wiley & Sons
Inc, 2010, p. 26
Dónde:
L: Es la cantidad de flujo de líquido que se devuelve a la columna
D: Es la cantidad de flujo que se obtiene en la corriente de destilado
Ecuación 17. Calculo de la relación de reflujo para la configuración Petlyuk (NH3H2S-H2O)
𝑅=
8894 𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟
= 552,4
16,10 𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟
Para disminuir la relación de reflujo y el flujo de calor es necesario aumentar el
número de platos de la columna, disminuir la presión de operación y variar la
geometría del equipo o cambiar la pureza en la corriente de destilado como se
muestran en las gráficas 7 y 8. El resultado obtenido en la relación de reflujo se
debe a que el condensador devuelve gran cantidad de flujo líquido y obtiene poco
flujo en la corriente de destilado.
78
Gráfica 7. Presión en la etapa del condesador vs relación de reflujo
Gráfica 8. Presión en la etapa del rehervidor vs relación de reflujo
Para garantizar la convergencia de la simulación se añade un mezclador
adicionándole una corriente denominada líquido 101out que cuenta con las mismas
características de la corriente Liquido 101-out pero difieren en la cantidad de flujo
79
molar, ya que este es necesario para cumplir el balance de materia y mantener el
equilibrio liquido-vapor en el prefraccionador de la configuración Petlyuk como se
presenta en la Figura 32.
80
5. ANÁLISIS DE LA CONFIGURACIÓN PETLYUK
Este capítulo presenta una comparación entre los resultados obtenidos durante el
desarrollo de este proyecto para el tratamiento de las aguas agrias en refinería,
basándose principalmente en el consumo de energía y en la pureza de los productos
obtenidos en cada unidad.
5.1 ANÁLISIS UNIDAD CONVENCIONAL VS UNIDAD INTENSIFICADA ACIDO
SULFHIDRICO
La unidad convencional en las aguas agrias es conocida comúnmente en la industria
como una columna despojadora que separa los componentes dependiendo de sus
volatilidades con el fin de purificar el agua y obtenerla libre de contaminante siendo
este proceso de alto requerimiento energético. Por otro lado la unidad Petlyuk es
una configuración con acoplamiento térmico que cuenta con un absorbedor y una
columna de destilación interconectadas entre sí. Este proyecto propone la
simulación de una configuración convencional y una configuración intensificado
para la separación de la mezcla H2S – NH3 – H2O; con el fin de comparar los
requerimientos energéticos ya que esta aun no presenta ningún estudio por otros
autores en este tipo de procesos.
Para ello se realiza un análisis involucrando los resultados de las dos
configuraciones presentadas en el capítulo tres y capitulo cuatro. Este análisis se
realiza teniendo en cuenta solo los resultados obtenidos en la mezcla de interés H2S
– NH3 – H2O debido a que se busca proponer una nueva alternativa para la
separación de los compuestos contaminantes presentes en el tratamiento de aguas
agrias en una refinería. La mezcla ternaria Benceno-Tolueno- p-Xileno se realiza
con el fin de comprobar una configuración Petlyuk, y conocer las diferencias
energéticas entre una configuración convencional y una configuración térmicamente
acoplada (Petlyuk), ya que la mezcla de interés no presenta estudios publicados.
5.2.1 Análisis de la energía total consumida
Este ítem presenta el consumo de energía en las unidades destiladoras para cada
configuración basándose específicamente en la consumida por el rehervidor y el
condensador como se presenta en la tabla 17.
81
Tabla 17. Consumo de energía requerida por cada configuración para la mezcla
NH3-H2S-H2O
Calor del
Condensador
kJ/h
Calor del
Rehervidor
kJ/h
Convencional
Configuración
Petlyuk
4,463E+06
1,604E+08
5,716E+06
1,635E+08
Como se puede observar en la gráfica 9 la configuración convencional consume
menos energía que una configuración Petlyuk en la mezcla H2S-NH3-H2O, esto se
debe a que la configuración convencional solo opera con una columna de
destilación, mientras que la configuración Petlyuk opera con un prefraccionador y
una columna principal como se muestra en la figura 32. Además la configuración
Peltyuk para la mezcla de estudio comparada con la mezcla BTpX tiene una notable
desigualdad en los flujos másicos de alimentación de cada componente.
Gráfica 9. Requerimiento energético de cada configuración
Consumo energético en cada configuración
2,000E+08
Calor kJ/h
1,500E+08
Condensador
1,000E+08
Rehervidor
5,000E+07
0,000E+00
Convencional
Petlyuk
Configuraciones
Esta configuración Petlyuk garantiza la obtención en un 55,50% más puro el H2S
y un 71,20% más puro el NH3 con respecto a la configuración convencional como
se presenta en la tabla 18 y 19, esto se debe a que la configuración Petlyuk maneja
82
un perfil de temperatura más amplio que la convencional, además cabe resaltar que
la configuración convencional cuenta con 30 platos mostrados en la tabla 3 y la
columna de destilación principal en la configuración Petlyuk tiene 37 platos lo que
favorece la obtención de productos más puros, esta
pureza tiene un
comportamiento esperado ya que siendo H2S el compuesto más volátil de la mezcla
es el primero en separarse como se observa en la gráfica 10 que se obtiene en
mayor proporción en la etapa del condensador.
Gráfica 10. Comportamiento de la composición en la columna principal de la
configuración Petlyuk
Tabla 18. Comparación de la pureza de los componentes en cada configuración
Columna Convencional
Columna Petlyuk
H2O
H2S
NH3
Flujo másico
Destilado
Fondos
Destilado
0,2680
0,4444
0,2877
298
0,9999
0,0001
2,185E+04
0,9999
0,0001
548,6
83
Side
Fondos
0,9900
0,0010
0,9990
0,0100
1698 2,213E+04
Tabla 19. Porcentaje de pureza de los componentes contaminantes en las aguas
acidas
Componente % Pureza
H2S
55,56
NH3
71,20
Como se observa en la gráfica 11, en la etapa cero hay mayor cantidad de flujo
liquido ya que esta corresponde al condensador, en la etapa 8 se alimenta una
corriente en fase vapor lo que produce el descenso que refleja la gráfica de ambas
corrientes esto se debe a que el sistema siempre debe encontrar el equilibrio; en la
etapa 33 se alimenta a la columna una corriente en fase líquida lo que presenta un
pequeño aumento en dicho flujo y en la etapa 37 se observa un descenso del flujo
líquido debido a que esta representa la etapa del reboiler, donde se evapora parte
del líquido que va ascendiendo a la columna.
Gráfica 11. Comportamiento del flujo en cada etapa de la configuración Petlyuk
.
En la gráfica 12 se observa un incremento de la temperatura en la etapa numero 8
que corresponde a la etapa de alimentacion de la corriente vapor 101-in que
proviene del prefracionador, a lo largo de la columa no existe una drastica variación
de la temperatura debido a que se busca separar el NH3 en la etapa 26 que
84
corresponde a la corriente lateral hasta llegar a la etapa 33 que correponde a la
alimentacion de la corriente liquido 101-in.
Gráfica 12. Comportamiento de la temperatura con respecto al número de platos
en la columna principal de la configuración Petlyuk
En la gráfica 13 se observa que el cambio de la temperatura en una columna
convencional es inmediato debido a que se busca obtener las aguas agrias libres
de componentes contaminantes (H2S y NH3), permitiendo que estos dos
componentes se obtengan en una sola corriente, siendo estos de menor volatilidad.
85
Gráfica 13. Comportamiento de la temperatura con respecto al número de platos
en la columna convencional
Estos resultados no significan que la configuración Petlyuk no se sea una
configuración rentable energéticamente para la mezcla propuesta ya que la
comparación se realizó con un sistema convencional que cuenta con una sola
columna de destilación; la reducción energética si se comprobó en la mezcla
ternaria Benceno-Tolueno-p-Xileno que compara el consumo de energía de la
configuración Petlyuk con una secuencia de destilación convencional como se
presenta en la gráfica 3. Se observa que la configuración Petlyuk reduce la energía
aproximadamente en un 45% en la etapa del condensador y 44,13% en la etapa del
rehervidor con respecto a la separación convencional debido a que en la
configuración convencional utilizan dos columnas de destilación mientras que la
configuración Petlyuk usa una columna absorbedora con el fin de transferir energía
a la columna de destilación.
Existen varios tipos de refrigerantes que pueden ser usados en un condensador
teniendo en cuenta que cada refrigerante tiene diferentes propiedades como puntos
de ebullición, calor específico, calor latente, densidad y otros factores que afectan
la habilidad del refrigerante para transferir el calor. Por lo tanto la tabla 20 muestra
diferentes tipos de refrigerantes dependiendo de la temperatura de ebullición, ya
86
que la elección de un buen refrigerante tiene en cuenta una temperatura de
congelación por debajo de la temperatura de evaporización.
Por lo tanto los refrigerantes que pueden ser utilizados teniendo en cuenta la
temperatura que se obtiene en la corriente de destilado es -62,55 °C son: Nitrógeno,
Etano, Freón y Clorotrifluormetano. El refrigerante recomendado es el Etano debido
a que este no presenta compuestos contaminantes que pueden ser liberados al
medio ambiente.
Tabla 20. Tipos de refrigerantes
Refrigerante
R170
R503
R13
R404a
R290
R22
R717
R134a
Nombre
Nitrógeno
Etano
Freón
Clorotrifluormetano
Pentafluoretano
Propano
Clorodifluoretano
Amoniaco
Tetrafluoretano
87
T de ebullición °C
-195,85
-88,6
-88
-81,9
-46,79
-42,1
-41
-33
-26,3
6. CONCLUSIONES

Se seleccionó el modelo termodinámico Sour Peng Robinson para el tratamiento
de las aguas agrias debido a que fue el que menor error obtuvo respecto a los
datos experimentales del equilibrio liquido-vapor XY, observados en el anexo A.

Los resultados de la simulación en la configuración Petlyuk reflejaron una
separación de la mezcla con una pureza superior a un 55% de los componentes
más contaminantes presentes en las aguas agrias de una refinería (H2S y NH3),
con respecto a una configuración convencional de destilación comúnmente
utilizada en el tratamiento de aguas acidas.

La configuración Petlyuk para el tratamiento de las aguas agrias no presenta
menor consumo energético con respecto a una separación convencional ya que
la corriente de alimentación de la mezcla propuesta presenta mayor cantidad de
H2O y pequeñas trazas de H2S y NH3 en fase líquida. Por lo tanto esta
configuración térmicamente acoplada no es viable utilizarla para esta mezcla,
debido a que esta es rentable energéticamente cuando las composiciones de
alimentación son muy cercanas entre sí.

La configuración Petlyuk representa un menor consumo energético para
mezclas ternarias cuando las composiciones de las sustancias son
relativamente iguales y cuando la separación convencional posee más de una
columna de destilación. En la mezcla ternaria Benceno, Tolueno y p-Xileno se
reduce la energía aproximadamente en un 45% en la etapa del condensador y
44,13% en la etapa del rehervidor con respecto a la separación convencional.
88
7. RECOMENDACIONES




Realizar el estudio en estado dinámico de la mezcla, teniendo en cuenta la
hidráulica de los equipos en el simulador Aspen Hysys.
Realizar el estudio utilizando el modelo termodinámico NRTL-Electrolito con el
fin de comparar los requerimientos energéticos de la configuración Petlyuk y la
separación convencional.
Estudiar una secuencia de destilación directa o una secuencia de destilación
indirecta para el tratamiento de las aguas agrias con el fin de compararla con la
configuración Petlyuk.
Realizar la evaluación financiera con el fin de determinar la viabilidad de
implementar esta configuración industrialmente.
89
BIBLIOGRAFIA
AGRAWAL Rakesh. Synthesis of Multicomponent Distillation
Configurations. En: AIChE Journal, 2003, Vol 43 No 2, p.379-401
Column
ALVAREZ CASTRO, Helber Crispiniano. Optimización de la unidad despojadora de
aguas agrias (T-2590) de la gerencia complejo Barrancabermeja mediante
aplicación de herramientas de simulación. Bucaramanga, 2007, p. 3. Trabajo de
grado (Pregrado en Ingeniería Química). Universidad Industrial de Santander.
Facultad de Ingenierías Fisicoquímicas. Escuela de Ingeniería Química
COLOMBIA. MINISTERIO DE AMBIENTE, VIVIENDA Y DESARROLLO
TERRITORIAL. Artículo 72 decreto 1594 de 1984. Por la cual se impone una medida
preventiva. Bogotá D.C: El ministerio 1993.
F. T. SELLECK, L. T. CARMICHAEL, AND B. H. SAGE. Phase Behavior in the
Hydrogen Sulfide-Water System. California, 1952. Industrial and engineering
chemistry Vol 44, p. [2219-2226]. California institute of Technology
FERNANDES INVERNO José Egídio, CORREIA Eurico, JIMENEZ Pablo and
FELIU Josep A. Two wxamples of steady state simulation with HYSYS at
GALPenergia sines Refinery. En: Sciencedirect, 2004, vol. 18, p. 211-216.
GHADRDAN Maryam. Optimal Operation of Kaibel Columns. Tesis de doctorado.
Trondheim: Norwegian University of Science and Technology, 2014, p. 9
GIL D Ivan D, GUEVARA Javier R, GARCIA Jose L, LEGUIZAMON Alexander.
Analisis y simulación de procesos en Ingeniería Química. Bogota. Universidad
Nacional, 2011. 40 -127 p.
INSTITUTO COLOMBIANO DE NORMAS TECNICAS Y CERTIFICACIÓN.
Documentación. Presentación de tesis, trabajos de grado y otros trabajos de
investigación. NTC 1486. Sexta actualización. Bogotá : El Instituto, 2008
_ _ _ _ _ _ _ _ _. Referencias bibliográficas, contenido, forma y estructura. NTC
5613. Bogotá: El Instituto, 2008
_ _ _ _ _ _ _ _ . Referencias documentales para fuentes de informaciones
electrónicas. NTC 4490. Bogotá: El Instituto, 1998
K.A AMMINUM, R. SMITH, D.Y.C. THONG, G.P. TOWLER. Design and
optimización of fully thermally coupled distillation columns part 1: prelimanry design
90
and optimization methodology. Manchester, 2001 Vol 79. Insitution of Chemical
Enginners.
KISS ANTON A.2013; Advanced distillation technologies desgon, control and
application. 1a ed. Inglaterra: John Wiley and Sons ltd. [libro en linea] Disponible
desde
internet
en:
<https://books.google.com.co/books?id=xCzAxqEExYC&pg=PT243&lpg=PT243&dq=distillation+en+el+seader&source=bl&ots
=2SmWP1ilU&sig=qP9KjiwEJTId1qZ6z9WEthjUZ1s&hl=es&sa=X&ei=DlIfVaDwLcuW
sAXonoOQAQ&ved=0CDgQ6AEwBQ#v=onepage&q=distillation%20en%20el%20
seader&f=false> [con acceso el 2 de Abril de 2015]
KISTER Henry Z. Distillation troubleshooting. New Jersey: John Wiley and Sons inc,
2006. 310 p
LEE D., LEE J.-M., S.-Y. LEE and I.-B. LEE. Dynamic simulation of the sur water
stripping process and modified structure for effective pressure control. En: Institution
of Chemical Engineer, 2002, Vol 80 part A, p. 167-177
LIEBERMAN Norman. Sour water strippers: design
digitalrefining,2013. Ptq 2
and operation. En:
LUYBEN William L. Distillation design and control using aspen simulation.
Bethlehem, Pennsylvania: John Wiley & Sons, Inc, 2013
MACIAS PEREZ Manuel. Diseño de una unidad de tratamiento de aguas acidas en
refinería. España, 2011. Trabajo de grado (Pregrado Ingeniería Química).
Universidad de Cadiz.
MERCK S.A. Ficha de datos de seguridad del agua de acuerdo al Reglamento (CE)
No. 1907/2006 , Bogota D.C, 2013. p.4.
NATIONAL ACADEMY OF SCIENCES. Hydrogen Sulfide. Washington D.C:
Enviromental Protection Agency, 1978. p. 15
RAMACHANDRAN PREMKUMAR. Retrofitting industrial, conventional column
systems to Petyluk/Divided Wall Columns. Singapour, 2007. Tesis de maestria
(Ingenieria Quimica). National University of Singapour. Departamento de ingeniería
Química y Biomolecular.
REAY David, RAMSHAW Colin, HARVEY Adam. Process intensification Second
edition engineering for efficiency, sustainability and flexibility. Gran Bretaña: BH,
2013, p. 205
91
ROOHOLLAH Ashrafian. Using Dividing Wall Columns (DWC) in LNG production,
2014, p. [42-50] .Tesis de maestría. Norwegian University of Science and
Technology NTNU. Faculty of Engineering Science and Technology Department of
Energy and Process Engineering.
SEIDER, HENLEY, ROPER. Separation process principles chemical and
biochemical operation. 3ra edition. John Wiley and Sons, inc. 2011. 262 p.
SHARMA Mukesh Kumar, NAG Ashis, Novel approach enhanced H2S recovery
from sour water strippers. 2009, En: Indian oil Corporation Limited
SINGHAL Sunil. Optimize sour water stripper feed preheating for low capital cost.
Paper ID : 20100732. Gurgaon India , 2010.
SYED S. H. RlZVL and HELDEMANN Robert A. Vapor-Liquid Equilibria in the
Ammonia-Water System. Canada, 1987. Journal Chemical Engineering Vol 32, p.
[183-191]. Department of Chemical and Petroleum Engineering.
THE LINDE GROUP. Ficha de datos de seguridad de amoniaco anhidrido,
Barcelona, 2013. p.3.
TORRES Carmen M., GADALLA Mamdouh, SANZ Mateo, JIMENEZ Laureano. An
automated environmental and economic evaluation methodology for the optimization
of a sour water stripping plant.. En: Sicencedirect, 2013, vol. 44, p. 56-68.
VACA Miguel, GUTIERREZ Jimenez Arturo, LOPERENA Monroy Rosendo. Design
of Petlyuk Distillation Columns Aided with Collocation Techniques. En: American
Chemical Society Published, 2007, Vol 46, p. 5365-5370
WOLW A Erik, SKOGESTAD Sigurd. Operation of Integrated Three-Product
(Petlyuk) Distillation Columns. En: American Chemical Society, 1995, Vol 34, p.
2094-2103
92
ANEXOS
93
ANEXO A
PORCENTAJE DE ERROR DE LOS MODELOS TERMODINAMICOS PARA LA
MEZCLA H2S-H2O Y NH3-H2O
Tabla A1: Porcentajes de error de los modelos termodinámicos de la mezcla
binaria H2S-H2O
Datos Experimentales del
equilibrio liquido-vapor a
temperatura 71,11°C
No
Y H2S
X H2S
1
0,9493
0,005
2
0,9643
0,0076
3
0,9726
0,0102
4
0,9771
0,0128
5
0,9801
0,0154
6
0,9837
0,0206
7
0,9856
0,0258
8
0,9865
0,031
9
0,9868
0,0364
10
0,9869
0,0395
Datos Peng Robinson Porcentaje de error
Y
0,930583
0,96279
0,97397
0,979609
0,982976
0,985186
0,986718
0,98781
0,988588
0,989109
X
0,002
0,004
0,006
0,008
0,01
0,012
0,014
0,016
0,018
0,02
Y
1,971621
0,156642
0,14087
0,25676
0,29346
0,151032
0,113433
0,132833
0,181141
0,223782
X
60
47,36842
41,17647
37,5
35,06494
41,74757
45,73643
48,3871
50,54945
49,36709
Tabla A1: Continuación
Datos Experimentales del
equilibrio liquido-vapor a
temperatura 71,11°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
Y H2S
0,9493
0,9643
0,9726
0,9771
0,9801
0,9837
0,9856
0,9865
0,9868
0,9869
X H2S
0,005
0,0076
0,0102
0,0128
0,0154
0,0206
0,0258
0,031
0,0364
0,0395
Datos Api Sour
Y
0,951293
0,96798
0,975185
0,980387
0,983821
0,986251
0,988057
0,98945
0,990556
0,991455
94
X
0,004
0,006
0,008
0,01
0,012
0,014
0,016
0,018
0,02
0,022
Porcentaje de error
Y
0,209902
0,381634
0,265762
0,336393
0,379676
0,259297
0,249239
0,298996
0,380614
0,461556
X
20
21,05263
21,56863
21,875
22,07792
32,03883
37,9845
41,93548
45,05495
44,3038
Tabla A1: Continuación
Datos Experimentales del
equilibrio liquido-vapor a
temperatura 71,11°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
Y H2S
0,9493
0,9643
0,9726
0,9771
0,9801
0,9837
0,9856
0,9865
0,9868
0,9869
X H2S
0,005
0,0076
0,0102
0,0128
0,0154
0,0206
0,0258
0,031
0,0364
0,0395
Datos Api sour-PR
Porcentaje de error
Y
0,949837
0,966436
0,973564
0,978665
0,981982
0,984271
0,985902
0,987069
0,987861
0,988269
Y
0,05661
0,221529
0,099105
0,160209
0,192052
0,058026
0,030621
0,057638
0,10755
0,138697
X
0,004
0,006
0,008
0,01
0,012
0,014
0,016
0,018
0,02
0,022
X
20
21,05263
21,56863
21,875
22,07792
32,03883
37,9845
41,93548
45,05495
44,3038
Tabla A1: Continuación
Datos Experimentales del
equilibrio liquido-vapor a
temperatura 71,11°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
Y H2S
0,9493
0,9643
0,9726
0,9771
0,9801
0,9837
0,9856
0,9865
0,9868
0,9869
X H2S
0,005
0,0076
0,0102
0,0128
0,0154
0,0206
0,0258
0,031
0,0364
0,0395
SRK
Y
0,947213
0,963148
0,971288
0,976211
0,979496
0,981834
0,983573
0,984908
0,985958
0,986797
95
Porcentaje de error
X
0,004
0,006
0,008
0,01
0,012
0,014
0,016
0,018
0,02
0,022
Y
0,219804
0,119434
0,134948
0,091035
0,061626
0,189722
0,205712
0,161389
0,085367
0,010487
X
20
21,05263
21,56863
21,875
22,07792
32,03883
37,9845
41,93548
45,05495
44,3038
Tabla A1: Continuación
Datos Experimentales del
equilibrio liquido-vapor a
temperatura 71,11 °C
No
Y H2S
X H2S
1
0,9493
0,005
2
0,9643
0,0076
3
0,9726
0,0102
4
0,9771
0,0128
5
0,9801
0,0154
6
0,9837
0,0206
7
0,9856
0,0258
8
0,9865
0,031
9
0,9868
0,0364
10
0,9869
0,0395
Datos Api-SRK
Y
X
0,949803
0,004
0,966405
0,006
0,973536
0,008
0,978643
0,01
0,981967
0,012
0,984266
0,014
0,985912
0,016
0,987102
0,018
0,987936
0,02
0,988434
0,022
96
Porcentaje de error
Y
X
0,053007
20
0,218293 21,05263
0,096247 21,56863
0,157896
21,875
0,19047 22,07792
0,057487 32,03883
0,031605 37,9845
0,061004 41,93548
0,11515 45,05495
0,155446 44,3038
Tabla A2: Porcentajes de error de los modelos termodinámicos de la mezcla
binaria NH3-H2O
Datos experimentales del
equilibrio liquido-Vapor a
Temperatura 86,55°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
X NH3
0
0,0368
0,0428
0,0777
0,1064
0,1399
0,2054
0,2837
0,2935
0,3261
0,4173
0,4724
0,4805
0,5442
0,6162
0,7257
0,7337
0,7997
0,8934
0,9711
1
Y NH3
0
0,2025
0,2352
0,4114
0,5534
0,6826
0,815
0,8948
0,9053
0,9154
0,9517
0,9635
0,9655
0,975
0,9831
0,989
0,9898
0,9918
0,9957
0,998
1
PR
X
0
0,025
0,05
0,075
0,1
0,125
0,2
0,275
0,3
0,325
0,4
0,475
0,5
0,55
0,6
0,725
0,75
0,8
0,9
0,975
1
97
Y
0
0,311978
0,506607
0,635059
0,72346
0,786307
0,89232
0,94032
0,950194
0,958156
0,974315
0,983551
0,985712
0,989118
0,991625
0,995549
0,996082
0,996995
0,998445
0,999525
1
Porcentaje de error
X
0
32,06522
16,82243
3,474903
6,015038
10,65046
2,629017
3,06662
2,214651
0,33732
4,145699
0,550381
4,058273
1,065785
2,629017
0,096459
2,221616
0,037514
0,738751
0,401606
0
Y
0
54,06301
115,3942
54,36541
30,73001
15,193
9,487092
5,087193
4,959008
4,67069
2,376232
2,081007
2,093413
1,447949
0,867196
0,662204
0,634694
0,523765
0,275685
0,152806
0
Tabla A2: Continuación
Datos experimentales del
equilibrio liquido-Vapor a
Temperatura 86,55°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
X NH3
0
0,0368
0,0428
0,0777
0,1064
0,1399
0,2054
0,2837
0,2935
0,3261
0,4173
0,4724
0,4805
0,5442
0,6162
0,7257
0,7337
0,7997
0,8934
0,9711
1
Y NH3
0
0,2025
0,2352
0,4114
0,5534
0,6826
0,815
0,8948
0,9053
0,9154
0,9517
0,9635
0,9655
0,975
0,9831
0,989
0,9898
0,9918
0,9957
0,998
1
SRK
X
0
0,025
0,05
0,075
0,1
0,125
0,2
0,275
0,3
0,325
0,4
0,475
0,5
0,55
0,6
0,725
0,75
0,8
0,9
0,975
1
98
Y
0
0,920136
0,953567
0,965028
0,970696
0,974001
0,97856
0,980233
0,980534
0,98076
0,98117
0,981411
0,981495
0,981711
0,982039
0,983765
0,984344
0,98584
0,990734
0,997077
1
Porcentaje de error
X
0
32,06522
16,82243
3,474903
6,015038
10,65046
2,629017
3,06662
2,214651
0,33732
4,145699
0,550381
4,058273
1,065785
2,629017
0,096459
2,221616
0,037514
0,738751
0,401606
0
Y
0
354,3883
305,4279
134,5716
75,40578
42,68979
20,06871
9,547743
8,310372
7,140092
3,096575
1,858952
1,656675
0,688349
0,107954
0,529323
0,551182
0,600887
0,498755
0,092475
0
Tabla A2: Continuación
Datos experimentales del
equilibrio liquido-Vapor a
Temperatura 86,55°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
X NH3
0
0,0368
0,0428
0,0777
0,1064
0,1399
0,2054
0,2837
0,2935
0,3261
0,4173
0,4724
0,4805
0,5442
0,6162
0,7257
0,7337
0,7997
0,8934
0,9711
1
Y NH3
0
0,2025
0,2352
0,4114
0,5534
0,6826
0,815
0,8948
0,9053
0,9154
0,9517
0,9635
0,9655
0,975
0,9831
0,989
0,9898
0,9918
0,9957
0,998
1
SOUR SRK
X
0
0,02
0,04
0,08
0,1
0,14
0,2
0,28
0,3
0,32
0,42
0,46
0,48
0,54
0,62
0,72
0,74
0,8
0,9
0,98
1
99
Y
0
0,243834
0,40712
0,608842
0,674567
0,767436
0,851811
0,913873
0,924314
0,933372
0,965695
0,975258
0,978918
0,986631
0,991949
0,995148
0,995618
0,996761
0,998353
0,999589
1
Porcentaje de error
X
0
45,65217
6,542056
2,960103
6,015038
0,07148
2,629017
1,304195
2,214651
1,870592
0,647017
2,624894
0,104058
0,771775
0,616683
0,785449
0,858662
0,037514
0,738751
0,916486
0
Y
0
20,41162
73,09509
47,9927
21,89494
12,42843
4,516745
2,131485
2,100243
1,963348
1,47049
1,22036
1,389792
1,192892
0,900086
0,621618
0,587831
0,500174
0,266473
0,159237
0
Tabla A2: Continuación
Datos experimentales del
equilibrio liquido-Vapor a
Temperatura 86,55°C
No
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
X NH3
0
0,0368
0,0428
0,0777
0,1064
0,1399
0,2054
0,2837
0,2935
0,3261
0,4173
0,4724
0,4805
0,5442
0,6162
0,7257
0,7337
0,7997
0,8934
0,9711
1
Y NH3
0
0,2025
0,2352
0,4114
0,5534
0,6826
0,815
0,8948
0,9053
0,9154
0,9517
0,9635
0,9655
0,975
0,9831
0,989
0,9898
0,9918
0,9957
0,998
1
SOUR PR
X
0
0,02
0,04
0,08
0,1
0,14
0,2
0,28
0,3
0,32
0,42
0,46
0,48
0,54
0,62
0,72
0,74
0,8
0,9
0,98
1
100
Y
0
0,243882
0,407205
0,60897
0,674707
0,767591
0,851973
0,914031
0,924469
0,933526
0,96576
0,975193
0,978794
0,986399
0,991686
0,994964
0,995449
0,996616
0,998289
0,999576
1
Porcentaje de error
X
0
45,65217
6,542056
2,960103
6,015038
0,07148
2,629017
1,304195
2,214651
1,870592
0,647017
2,624894
0,104058
0,771775
0,616683
0,785449
0,858662
0,037514
0,738751
0,916486
0
Y
0
20,4358
73,13117
48,0238
21,92035
12,45112
4,536614
2,149158
2,117469
1,980109
1,47735
1,213569
1,376953
1,169085
0,873328
0,602985
0,570683
0,485615
0,259985
0,157963
0