produccion de propileno de propano
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Producción de PropilenoTRANSCRIPT
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UNIVERSIDAD SIMN BOLVAR
DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES
COORDINACIN DE INGENIERA QUMICA
SIMULACIN DE UNA PLANTA DE DESHIDROGENACIN CATALTICA DE
PROPANO PARA LA PRODUCCIN DE PROPILENO
Por:
Amaloa Yunaria Quintero Villalobos
INFORME DE PASANTA
Presentado ante la Ilustre Universidad Simn Bolvar
como requisito parcial para optar al ttulo de
Ingeniero Qumico
Sartenejas, Enero de 2010
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UNIVERSIDAD SIMN BOLVAR
DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES
COORDINACIN DE INGENIERA QUMICA
SIMULACIN DE UNA PLANTA DE DESHIDROGENACIN CATALTICA DE
PROPANO PARA LA PRODUCCIN DE PROPILENO
Por:
Amaloa Yunaria Quintero Villalobos
Realizado con la asesora de:
Tutor acadmico: Narciso Prez
Tutor industrial: Mara A. Rodrguez
INFORME DE PASANTA
Presentado ante la Ilustre Universidad Simn Bolvar
como requisito parcial para optar al ttulo de
Ingeniero Qumico
Sartenejas, Enero de 2010
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ACTA
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RESUMEN
El tema del presente trabajo es el desarrollo de un modelo de simulacin en estado estacionario
en ASPEN PLUS, de una planta de deshidrogenacin cataltica de propano para producir 455
millones de toneladas mtricas al ao de propileno, la cual ser instalada en el Complejo Jos
Antonio Anzotegui en Venezuela. La planta consta de dos secciones: fraccionamiento y
reaccin. La de fraccionamiento consta de cinco columnas de destilacin y absorcin que tienen
como funcin separar los productos de la reaccin para obtener propileno en un 99% de pureza y
recircular el propano que no reaccion a la corriente de alimentacin de propano fresco. Para el
desarrollo de la simulacin, se identificaron las condiciones de operacin y diseo de los equipos
principales de ambas secciones y se seleccion el modelo termodinmico de Redlich-Kwong-
Soave, luego se procedi a realizar la simulacin con las condiciones de operacin suministrada
por la empresa, adems se calcul a fin de ajustar los perfiles de las columnas las eficiencias de
Murphree. Por ltimo se analizaron los resultados arrojados por el simulador.
Palabras clave: ASPEN PLUS , deshidrogenacin, propano, propileno, columnas de
destilacin y absorcin, diagrama de flujo y proceso.
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v
AGRADECIMIENTOS
Agradezco profundamente primeramente a mi familia por brindarme todo el apoyo durante mi
carrera en la Universidad.
A PEQUIVEN S.A. por ofrecerme la oportunidad de trabajar junto a ellos durante mi estada en
la pasanta, especialmente quiero agradecer a los ingenieros Mara Rodrguez quien fue mi tutora
industrial por brindarme las herramientas necesarias para la realizacin de este trabajo, a
Xiolymar Guzmn y Sohanny Rojas por apoyarme y guiarme durante mi estada en la empresa
Por ltimo al Prof. Narciso Prez por la orientacin y el apoyo brindado durante la realizacin
del presente trabajo.
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vi
NDICE GENERAL
RESUMEN ..................................................................................................................................... iv
AGRADECIMIENTOS ................................................................................................................... v
NDICE DE TABLAS .................................................................................................................... ix
NDICE DE FIGURAS ................................................................................................................... x
LISTA DE ABREVIATURAS .................................................................................................... xiii
INTRODUCCION ........................................................................................................................... 1
CAPTULO 1 DESCRIPCIN DE LA EMPRESA ....................................................................... 3
CAPTULO 2 DESCRIPCIN DEL PROCESO ........................................................................... 6
2.1. Seccin de fraccionamiento y de reaccin ............................................................................... 6
2.2. Seccin continua de regeneracin cataltica: rea reactor ........................................................ 7
2.3.Seccin continua de regeneracin cataltica: regeneracin ....................................................... 8
CAPTULO 3 MARCO TERICO .............................................................................................. 10
3.1. Destilacin flash ..................................................................................................................... 10
3.2. Destilacin continua ............................................................................................................... 11
3.3. Columnas de absorcin ........................................................................................................... 12
3.4. Tasa reflujo ptimo ................................................................................................................. 14
3.5. Mtodo de Fenske para el nmero mnimo de etapas ............................................................ 15
3.6. Posicin de la alimentacin .................................................................................................... 15
3.7. Mtodo de Gilliland ................................................................................................................ 16
3.8. Simulador ASPEN PLUS .................................................................................................... 17
3.9. Eficiencia del plato ................................................................................................................. 18
3.10. Dimetro de columna de platos y empacada ........................................................................ 22
3.11. Parmetro de flujo ................................................................................................................ 22
3.12. Simulacin de reactores ........................................................................................................ 23
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vii
3.13. Ecuaciones de estado ............................................................................................................ 24
3.13.1. Ecuaciones cbicas de estado ............................................................................................ 25
3.13.2. Seleccin del modelo termodinmico ............................................................................... 27
3.14. Proceso de deshidrogenacin................................................................................................ 28
3.14.1. Teora de la deshidrogenacin ........................................................................................... 28
3.14.2. Entalpas y equilibrio ......................................................................................................... 29
CAPTULO 4 MARCO METODOLGICO ............................................................................... 31
4.1. Informacin del proceso y seleccin del modelo termodinmico del mismo ........................ 31
4.2. Desarrollo del modelo de simulacin en ASPEN PLUS: Seleccin de los equipos y
consideraciones. ................................................................................................................... 31
4.3. Mejoras de la simulacin ........................................................................................................ 33
4.4. Ajustes y comprobacin de la factibilidad tcnica de la planta .............................................. 33
CAPTULO 5 RESULTADOS Y DISCUSIN ........................................................................... 35
5.1. Seleccin de los sistemas o procesos a simular ..................................................................... 35
5.1.1. Bases para la simulacin de la seccin de fraccionamiento ................................................ 37
5.2. Desarrollo del modelo de simulacin: Seleccin de equipos y resultados iniciales ............... 39
5.2.1. Especificaciones y condiciones de operacin de la seccin de fraccionamiento a partir
de las condiciones de diseo. ............................................................................................... 39
5.2.2. Condiciones iniciales en la seccin de reaccin. ................................................................. 41
5.2.3. Resultados obtenidos de la primera simulacin .................................................................. 44
5.3. Ajustes en las especificaciones de los equipos en la simulacin. .......................................... 46
5.4. Anlisis de los resultados finales de la simulacin. Consideraciones .................................... 48
5.4.1 Seccin de fraccionamiento (Unidad 100) ........................................................................... 48
5.4.2. Seccin de reaccin (Unidad 200) ....................................................................................... 68
5.5. Comprobacin de la factibilidad tcnica de la planta. ............................................................ 70
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viii
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES ............................................................................ 72
REFERENCIAS ............................................................................................................................ 73
APNDICES ................................................................................................................................. 74
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ix
NDICE DE TABLAS
Tabla 3.1. Entalpas de reaccin en estado gaseoso a 800 K......................................................... 29
Tabla 3.2. Conversiones de equilibrio en porcentaje de la reaccin propano propileno + H2 ... 29
Tabla 3.3. Temperaturas en la cual el 50% de la deshidrogenacin es posible a 1 atm de
presin......................................................................................................................... 30
Tabla 5.1. Condiciones de operacin de los equipos de la seccin de fraccionamiento ............... 39
Tabla 5.2. Condiciones de operacin de los cuatro reactores a partir de los datos de diseo ....... 41
Tabla 5.3. Rendimientos normalizados de los compuestos involucrados en los reactores
basados en los datos de diseo.................................................................................... 43
Tabla 5.4. Especificaciones de los equipos que componen el sistema de separacin en fro ........ 43
Tabla 5.5. Estatus de las corrientes de reciclo de la planta ........................................................... 44
Tabla 5.6. Eficiencia Murphree en las columnas de la seccin de fraccionamiento de la planta .. 46
Tabla 5.7. Relacin de flujos obtenidos de las principales parafinas con sus respectivas
olefinas en el tren de reaccin .................................................................................... 68
Tabla A.1. Tabla de corrientes con los resultados arrojados por el simulador de las corrientes
principales ................................................................................................................... 76
Tabla A.2. Tabla de corrientes que contienen los valores de referencia proporcionado por el
licenciante ................................................................................................................... 78
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x
NDICE DE FIGURAS
Figura 2.1. Diagrama de bloques de la planta. ................................................................................ 9
Figura 3.1. Destilacin flash.. ........................................................................................................ 10
Figura 3.2. Columna de fraccionamiento con caldern o reheervidor y condensandor.. ............... 11
Figura 3.3. Estructura de una columna de absorcin. .................................................................... 13
Figura 3.4. Mtodo grfico de Gilliland ........................................................................................ 16
Figura 3.5. Composicin local y media de un vapor para un plato no mezclado. ......................... 19
Figura 3.6. Bosquejo del mtodo del factor de absorcin.. ........................................................... 20
Figura 3.7. Operacin normal de un plato perforado. ................................................................... 21
Figura 3.8. Estructura de un plato perforado ................................................................................. 21
Figura 3.9. Correlacin generalizada de la cada de presin ......................................................... 23
Figura 3.10. Seleccin del modelo termodinmico establecido por Carlson ................................ 27
Fiura 5.1. Diagrama de proceso de la planta ................................................................................. 36
Figura 5.2. Perfil de temperaturas y presiones de la columna V-102 ............................................ 48
Figura 5.3. Perfil de temperaturas y presiones de la columna de 37 etapas .................................. 49
Figura 5.4. Perfil de temperatura y presin de la columna de 37 etapas y plato de alimentacin
N 15 ........................................................................................................................... 50
Figura 5.5. Perfiles de las fracciones msicas del propano (C3) hasta isobutano (IC4) en
estado gaseoso. ........................................................................................................... 50
Figura 5.6. Perfiles de las fracciones msicas del propamp (C3) hasta isobutano (IC4) en
estado lquido. ............................................................................................................. 51
Figura 5.7. Perfiles de los flujos msico en estado lquido y vapor en las etapas de la columna . 52
Figura 5.8. Parmetro de flujo de las etapas de la columna. ......................................................... 53
Figura 5.9. Perfil de temperatura y presin de la desorbedora de la despropanizadora ................ 54
Figura 5.10. Perfiles de las fracciones msicas del metano (C1) e isobutano (IC4) en estado
gaseoso. .................................................................................................................... 55
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xi
Figura 5.11. Perfiles de las fracciones msicas del benceno (BZ) en estado lquido. ................... 55
Figura 5.12. Flujos msico lquido y vapor en las etapas de columna. ......................................... 56
Figura 5.13. Parmetro de flujo en relacin a las etapas. .............................................................. 57
Figura 5.14. Perfiles de temperatura de la columna V-104. .......................................................... 57
Figura 5.15. Perfil de composiciones msicas en estado gaseoso del etileno (C2=) hasta el
propano (C3). ........................................................................................................... 58
Figura 5.16. Perfil de concentraciones msicas en estado lquido desde el etileno (C2=) hasta
propano(C3). ............................................................................................................ 59
Figura 5.17. Flujos msicos lquido-vapor en las etapas de la columna. ...................................... 60
Figura 5.18. Parmetro de flujo en las etapas. ............................................................................... 60
Figura 5.19. Perfil de temperatura y presin de la columna rectificadora del deetanizador. ........ 61
Figura 5.20. Perfil de composiciones msicas en estado gaseoso del etano (C2) hasta propano
(C3). .......................................................................................................................... 62
Figura 5.21. Perfil de composiciones msicas en estado lquido desde etano (C2) hasta
propano (C3) ............................................................................................................ 62
Figura 5.22. Flujos msico lquido vapor en las etapas de la columna. ........................................ 63
Figura 5.23. Parmetro de flujo ..................................................................................................... 63
Figura 5.24. Perfil de temperatura y presin de la columna V-105............................................... 65
Figura 5.25. Composiciones msicaa de propileno (C3=) propano (C3) en estado gaseoso. .... 66
Figura 5.26. Composiciones msicas de propileno (C3=) propano (C3) en estado lquido. ...... 66
Figura 5.27. Flujo lquido y vapor en las etapas. ........................................................................... 67
Figura 5.28. Parmetro de flujo en las etapas. ............................................................................... 67
Figura 5.29. Distribucin porcentual de la relacin de propileno/propano (C3=/C3) en cada
reactor ....................................................................................................................... 68
Figura 5.30. Distribucin porcentual de la relacin de etileno/etano (C2=/C2) en cada reactor .. 69
Figura 5.31. Distribucin porcentual de la relacin de isobutileno/isobutano (IC4=/IC4) en
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xii
cada reactor .............................................................................................................. 69
Figura 5.32. Perfil de temperatura en la zona de reaccin ............................................................ 70
Figura A.1. Diagrama de la seccin de reaccin de la planta ........................................................ 74
Figura A.2. Anillos tipo Pall metlico ....................................................................................... 74
Figura A.3. Empaque de estructura corrugada FLEXIPAC ....................................................... 75
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xiii
LISTA DE ABREVIATURAS
: rea de la superficie de la columna.
: Factor de absorcin efectivo en la zona de rectificacin.
, : Factor de absorcin del clave pesado en la etapa j.
, : Factor de absorcin del clave liviano en la etapa j.
: Constante de las ecuaciones cbicas de estado.
: Constante de las ecuaciones cbicas de estado.
: Flujo del producto de tope o destilado, dimetro de la columna.
: Eficiencia de Murphree.
: Flujo de alimentacin.
: Entalpa, energa por mol o por unidad de masa de la alimentacin.
: Entalpa, energa por mol o por unidad de masa del lquido.
: Entalpa, energa por mol o por unidad de masa del vapor.
, : Volatilidad del clave pesado en la etapa j.
, : Volatilidad del clave liviano en la etapa j.
: Flujo de lquido de la columna.
: Nmero mnimo de etapas tericas.
: Nmero de etapas en la zona de rectificacin
: Nmero de etapas en la zona de desorcin o despojamiento.
: Presin.
: Presin crtica del compuesto.
: Caudal de vapor en la columna.
: Constante universal de los gases
: Relacin de reflujo.
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xiv
, : Relacin de reflujo mnimo.
: Factor de desorcin efectivo en la zona de desorcin.
, : Factor de desorcin de la clave pesada en la etapa j.
, : Factor de desorcin de la clave liviana en la etapa j.
: Temperatura.
: Temperatura crtica del compuesto.
: Flujo de vapor de la columna, Volumen molar.
: Velocidad de ascenso del gas en la columna.
: Volumen crtico del compuesto.
: Flujo del residuo o producto de fondo.
,: Fraccin molar o msica en el destilado de la clave pesada.
,: Fraccin molar o msica en el destilado del clave liviano.
,: Fraccin molar o msica en el residuo del clave pesado.
: Fraccin molar o msica en el lquido del componente i.
,: Fraccin molar o msica en el destilado del clave liviano.
,: Fraccin molar o msica en el residuo del clave liviano.
: Fraccin molar o de masa en el vapor del componente i.
: Composicin de vapor en la salida del plato.
: Composicin de vapor en equilibrio con la composicin de lquido que sale del plato.
,: Fraccin molar o msica en la alimentacin de la clave pesada.
,: Fraccin molar o msica en el destilado de la clave liviana.
: Fraccin de la alimentacin que es vaporizada.
,: Fraccin molar o msica en el destilado del clave liviano.
: Constante de las ecuaciones de Redlich-Kwong, Redlich-Kwong-Soave y Peng Robinson.
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xv
,: Volatilidad relativa del clave liviano en relacin al clave pesado.
y : Densidad del lquido y del vapor.
: Factor acntrico de un compuesto
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INTRODUCCIN
En Amrica Latina y particularmente en Venezuela el proceso de deshidrogenacin cataltica de
propano para la obtencin de propileno es reciente. Anteriormente el nico proceso utilizado para
la obtencin de propileno era el craqueo trmico de gas licuado. Hoy en da son muy pocas
plantas en el mundo que emplean esta tcnica ya que el nuevo proceso ha sido comercializado
desde 1990 y por ello la mayora de las plantas a instalarse se encuentran en etapa de proyecto
(Meyers, 2005). La primera planta de deshidrogenacin cataltica de propano en Europa fue
instalada en Espaa en el ao 2004.
La primera y nica planta de olefinas que ha sido instalada en Venezuela est localizada en el
Complejo Petroqumico Ana Mara Campos en el estado Zulia, inaugurado en 1971. Esta planta
se basa en el craqueo trmico de gas propano y etano para obtener propileno y etileno. En la
planta el gas pasa por una seccin de nueve hornos, donde ocurre la pirlisis en presencia de
vapor de agua a temperaturas de operacin que sobrepasan los 800 C. Los productos de la
reaccin son: etileno, propileno e hidrgeno (en mayor proporcin), que luego pasarn por
procesos de fraccionamiento para la obtencin del producto deseado.
El proceso antes mencionado se diferencia de la deshidrogenacin cataltica, en que las
reacciones no ocurren en los hornos de craqueo sino en cuatro reactores en serie. Previo a los
reactores, la corriente pasa por un precalentador para alcanzar las condiciones de temperatura y
presin adecuadas para la reaccin de deshidrogenacin. En la Figura A.1 estn representados
mediante un diagrama el tren de reactores.
El proceso de craqueo trmico a pesar de tener un alto rendimiento tiene como desventajas: la
baja selectividad en la reaccin, ya que a partir del gas licuado se obtiene un elevado nmero de
olefinas de cadena corta y ramificadas; las temperaturas de operacin de los hornos de craqueo
son elevadas en comparacin a los precalentadores de la planta de deshidrogenacin cataltica
donde la temperatura mxima es de 923 K, esto ocasiona un aumento en la produccin de coque
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2
en la zona de hornos que perjudica el funcionamiento de estos equipos a mediano plazo.
La planta de deshidrogenacin cataltica para la produccin de propileno forma parte del Plan
Nacional Petroqumico 2007-2013 que tiene como objetivo promover el desarrollo industrial y
tecnolgico para la diversificacin del mercado de olefinas y resinas plsticas a nivel nacional.
Para el desarrollo de este proyecto en especfico PEQUIVEN elabor la planificacin del
proyecto de acuerdo a las siguientes etapas: desarrollo de la ingeniera bsica, detalle y
construccin de la planta. Actualmente, la ingeniera bsica del proyecto, la cual abarca el
diagrama de flujo proceso, el dimensionamiento de los equipos principales (columnas de
destilacin y absorcin, reactores, intercambiadores) y el diagrama de tuberas e instrumentacin,
est completa. La fase actual del proyecto es la armonizacin de los equipos que, implica la
revisin de la ingeniera bsica.
Puesto que se ha completado la ingeniera bsica es vital la simulacin de la planta en ASPEN
PLUS ya que, permitir optimizar futuras evaluaciones a lo largo de las fases del proyecto y
servir de apoyo tcnico durante el arranque y puesta en marcha de la planta.
El objetivo principal de este trabajo es el desarrollo del modelo de simulacin de cada una de
las secciones de la planta de deshidrogenacin cataltica en estado estacionario empleando
ASPEN PLUS, puesto que el modo de operacin de la planta es continuo a excepcin del
proceso de regeneracin cataltica en la seccin de reaccin, el cual no fue simulado.
Los objetivos especficos del trabajo son los siguientes:
- Analizar la informacin bsica del diseo del proceso.
- Seleccionar el modelo termodinmico adecuado.
- Identificar las condiciones de operacin en los equipos principales.
- Simulacin de los equipos principales en cada una de las secciones de la planta.
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CAPTULO 1
DESCRIPCIN DE LA EMPRESA
PEQUIVEN S.A. representa mayoritariamente el sector petroqumico nacional y se encarga de
producir y comercializar productos petroqumicos para el mercado nacional e internacional.
PEQUIVEN fue creada en el ao 1977, asumiendo las operaciones del Instituto Venezolano de
Petroqumica (IVP), que fue fundada en 1955. A partir de entonces ha sufrido distintas etapas de
reestructuracin, consolidacin y expansin, con lo que se ha logrado ampliar su campo de
operaciones, desarrollando un importante mercado interno y externo para sus productos. En
Diciembre de 1977, mediante Decreto Presidencial el IVP se convierte en PETROQUMICA DE
VENEZUELA, S.A., siguiendo bajo la tutela del M.E.M. y luego en marzo de 1978 se produce la
afiliacin a Petrleos de Venezuela, S.A. En el ao 2005 PEQUIVEN se separa de PDVSA y
queda adscrita al Ministerio de Energa y Petrleo por decreto presidencial publicado en la
Gaceta Oficial N 38.112 del 25 de junio 2005.
La materia prima bsica que emplea PEQUIVEN S.A. es el gas natural, lo cual le da una
ventaja competitiva con respecto a otras industrias petroqumicas que se basan en el petrleo y
por ende en los precios del mismo. Su misin es producir y comercializar con eficiencia y calidad
productos qumicos y petroqumicos, en armona con el ambiente y el entorno, garantizando la
atencin prioritaria a la demanda nacional, con el fin de impulsar el desarrollo econmico y
social de Venezuela y convertir al pas en una potencia petroqumica mundial. Los objetivos
estratgicos se basan en el desarrollo permanente y sustentable; el desarrollo endgeno, social,
cientfico y tecnolgico. Su visin mundial del negocio, aunado a la vinculacin con importantes
socios en la conformacin de las empresas mixtas en la que participa, han facilitado su
consolidacin y presencia en mercados de la regin, as como de otras parte del planeta.
Debido a la amplia gama de productos que produce y comercializa PEQUIVEN, est dividida
en tres unidades de comercializacin:
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Unidad de comercializacin de fertilizantes (UCFER): Tiene como responsabilidad la
produccin, almacenaje, transporte, distribucin y comercializacin de todos los fertilizantes
necesarios para abastecer, en primer lugar, la demanda nacional y exportar los excedentes.
Adicionalmente ejecuta programas educativos orientados a la preservacin del ambiente y el uso
racional de los fertilizantes (Pequiven, 2008).
La fortaleza en el mercado internacional se encuentra orientada hacia los mercados del Caribe,
Norte, Centro y Suramrica, esta regin en la que somos la referencia en cuanto a produccin y
precios.
Actualmente esta unidad opera en el Complejo Petroqumico de Morn.
Unidad de comercializacin de olefinas y plsticos (UCOP) est integrada operativamente al
Complejo Petroqumico Ana Mara Campos, las empresas mixtas Polinter, Propilven, Indesca,
Pralca, Produsal, as como tambin a su brazo comercial, Coramer. Tiene como responsabilidad
la produccin, almacenaje, transporte, distribucin y comercializacin de las Olefinas y las
Resinas Plsticas, tanto a nivel nacional como a internacional (Pequiven, 2008).
Tambin cuenta con una empresa de Investigacin y Desarrollo (Indesca), la cual soporta todos
los desarrollos de PEQUIVEN y las empresas mixtas en el rea de polmeros, adems de dar
soporte tcnico al sector transformador del plstico en nuestro pas.
La UCOP tiene como responsabilidad, garantizar la calidad y el suministro de las resinas
plsticas a las empresas transformadoras en Venezuela, con la finalidad de impulsar la
produccin de bienes terminados y generar as, mayor valor agregado para Venezuela.
Unidad de comercializacin de productos industriales (UCPI): Est integrada operativamente
al Complejo Petroqumico Jos Antonio Anzotegui, el Terminal de Borburata, las empresas
mixtas, Metor, Supermetanol, Superoctanos, Tripoliven, as como tambin su brazo comercial
Copequim (Pequiven, 2008).
Tiene como responsabilidad la produccin, almacenaje, transporte, distribucin y
comercializacin de todos los aromticos, oxigenados y los productos qumicos industriales, tanto
a nivel nacional como a nivel internacional.
Tiene como misin dirigir el posicionamiento y desarrollo de los negocios focales de
PEQUIVEN en las reas de Oxigenados, Aromticos y Qumicos Industriales. Motoriza la
optimizacin del rendimiento de las inversiones de carcter industrial que tiene PEQUIVEN en
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las empresas mixtas.
Estas unidades son las tres principales lneas de negocios en las que se sostiene la corporacin,
que ofrece ms de 40 productos petroqumicos a los mercados nacional e internacional.
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CAPTULO 2
DESCRIPCIN DEL PROCESO
El proceso est basado en una tecnologa de deshidrogenacin cataltica para producir olefinas
de su correspondiente parafina. La unidad de produccin de olefinas deshidrogena propano,
isobutano y butano. Este proceso es comercializado desde 1990 y para el 2004 ms de 1250000
toneladas mtricas al ao de propileno y ms de 2500000 de isobutileno se han producido en todo
el mundo, para este caso se desea producir propileno a partir de propano fresco. El proceso est
dividido en tres secciones la de fraccionamiento, de reaccin y de regeneracin cataltica.
2.1. Seccin de fraccionamiento y de reaccin.
Primero se introduce propano fresco a la unidad de alimentacin donde es tratado primero para
remover nitrgeno y metales, previo a su secado luego es mezclado con propano proveniente de
la torre de separacin de propileno-propano. La corriente de propano es enviada a la columna
despropanizadora donde son removidos los componentes pesados a partir de los butanos en
adelante. El tope de la columna es enviado al sistema de separacin Cold Box (Caja fra) donde
intercambia calor con el efluente fro del reactor, luego el propano lquido es combinado con gas
de reciclo e intercambia calor con el efluente caliente del reactor.
La corriente es procesada en cuatro reactores (tren de reaccin) donde la alimentacin es
calentanda a la temperatura deseada de entrada a cada reactor y convertida con una alta
selectividad a monolefinas. Seguidamente de los reactores, el efluente del reactor es enfriado y
comprimido y enviado a la unidad de tratamiento de cloro y a dos columnas de secado a fin de
remover HCl, H2S y H2O antes de entrar al sistema de separacin para separar hidrgeno de los
hidrocarburos.
El lquido separado que contiene olefinas y parafinas no convertidas es enviado a la cmara de
hidrogenacin selectiva donde se hidrogenan las diolefinas y acetilenos para obtener
monolefinas. El efluente es enviado a la seccin deetanizadora que contiene dos columnas: un
desorbedor y un rectificador el cual remueve el etano y sus livianos. El fondo de la columna
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desorbedora es enviado a una torre fraccionadora propano-propileno para obtener 99% de
propileno. Lo que no se convirti de propano es reciclado a la despropanizadora combinndose
con el propano fresco. El fondo de la despropanizadora que contiene butanos e hidrocarburos
pesados es removido con gas de cola de la unidad de purificacin. Los vapores removidos son
enviados al gas de combustin mientras que el lquido residual es usado como combustible para
hervidores.
Una parte del gas neto producido (mayoritariamente hidrgeno) en el sistema de separacin es
enviado al sistema de purificacin de hidrgeno, otra parte del hidrgeno producido es usado
como corriente de purga en la seccin de regeneracin cataltica, el remanente es comprimido y
enviado al reactor de hidrogenacin selectiva y a la planta de polipropileno. El gas de cola de la
unidad de purificacin de hidrgeno, el remanente de gas neto y otros gases de la deetanizadora
son usados como gas regenerante en los secadores de salida del reactor donde es purificado con
soda custica para ser usado como combustible para calentadores.
2.2. Seccin continua de regeneracin cataltica: rea reactor.
La transferencia del catalizador proveniente de la seccin de reactor a la seccin de
regeneracin y viceversa es la base principal de esta seccin. Un sistema de equipos
interconectados transfiere el catalizador rico en atmsfera de hidrgeno e hidrocarburo de la
seccin de reaccin a la seccin de regeneracin
El catalizador desgastado debido a la acumulacin de coque fluye por gravedad desde del fondo
de cada reactor, dentro de su respectivo colector de catalizador. Aqu el catalizador es enfriado
para prevenir daos en algunas vlvulas en las tuberas que transporta al mismo. El catalizador se
desplaza desde los reactores No. 1 hasta el No. 3 a travs de un propulsor. El catalizador asciende
hasta el tope del siguiente reactor cuando el catalizador del reactor contiguo ya est desgastado.
En el tope de cada reactor el catalizador entra por la porcin superior del reactor, el catalizador
es calentado para minimizar los ciclos de temperatura en el tope del reactor cuando el catalizador
se desplaza en esa porcin. El hidrgeno puro proveniente del sistema de purificacin es
calentado en el calentador de gas de purga y luego en calentadores elctricos en cada uno de los
reactores desde el No. 2 hasta el No. 4. El catalizador proveniente del ltimo reactor entra a la
tolva de bloqueo No. 1 en vez de entrar al propulsor, esto permite que se remueva el hidrgeno
del catalizador y cambie a la atmsfera de nitrgeno previo a ser transportado a la seccin de
regeneracin.
-
8
2.3. Seccin continua de regeneracin cataltica: regeneracin.
El catalizador del reactor No. 4 es enviado a la tolva de desconexin localizada en el tope de la
torre de regeneracin. Las partculas de polvo del catalizador generado por el desgaste normal
durante la circulacin en la unidad son removidas en la tolva de desconexin por medio del
contacto en contracorriente con nitrgeno. El gas de elutriacin contiene las partculas de polvo
removidas del catalizador que circula hasta el colector de polvo que es a su vez es un sistema de
filtracin, luego de ser despojadas las partculas del gas, ste es usado en el rea de reaccin de
esta seccin.
El catalizador dentro de la torre de regeneracin fluye por gravedad, donde el carbn (coque)
del catalizador es incinerado por contacto de la corriente circulante de nitrgeno y oxgeno. El
aire es trado por la unidad de secado de aire el cual es calentado antes de entrar a la zona de
secado en el fondo de la torre. El gas cloro proveniente del sistema de cloracin es aadido va
aire al eductor para prevenir aglomeracin del platino dentro del catalizador. El aire en la zona de
secado asciende y es mezclado con gas de regeneracin circulante en la zona de combustin de
la torre. El gas de regeneracin abandona el tope y es enfriado antes de retornar a la zona de
combustin. La concentracin de oxgeno dentro de la torre es controlada por el gas de
ventilacin de regeneracin del tope de la torre para prevenir una alteracin en las temperaturas
las cuales son elevadas y pueden causar daos al catalizador.
La salida del gas de ventilacin de la torre de regeneracin es enfriada y purificada con soda
custica circulante y agua para remover HCl, Cl2 y SO2 antes de salir a la atmsfera.
Una vez que el carbono en el catalizador ha sido incinerado en la torre de regeneracin, este
fluye por gravedad y entra al controlador del flujo del catalizador.
Al salir de del controlador entra a la tolva que contiene nitrgeno atmosfrico, de la tolva el
catalizador se dirige a la tolva de bloqueo No. 2 donde el nitrgeno y oxgeno atmosfrico de la
torre de regeneracin es removido del catalizador y cambia de atmsfera de nitrgeno a
hidrgeno, el catalizador fluye por gravedad dentro del conector No. 5 donde el hidrgeno puro
es usado para desplazar el catalizador al tope del reactor No. 1 basado en el nivel de catalizador
del reactor. En el tope del reactor No. 1 el catalizador entra a la porcin superior del reactor,
tambin denominado como zona de reduccin. En esta zona, el catalizador de platino es
cambiado su estado de oxidacin (como resultado de la combustin en la torre de regeneracin) a
su estado de reduccin por reaccionar con hidrgeno de alta temperatura. El platino en el
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catalizador debe ser reducido y redistribuido para una ptima deshidrogenacin.
A continuacin se muestra el esquema de la planta que ayudar a visualizar la ubicacin y el
orden de los equipos ms importantes que conforman el proceso. Donde se observa que el
proceso est dividido en dos etapas, la seccin demarcada con color rojo es de fraccionamiento y
la de color azul la seccin de reaccin.
Figura 2.1. Diagrama de bloques de la planta.
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CAPTULO 3
MARCO TERICO
Las olefinas son hidrocarburos insaturados que estn directamente asociados al etileno y al
propileno.
El propileno es un alqueno inodoro, incoloro, tiene un punto de fusin de -185,3 C y de
ebullicin de -48 C. (Wade, 2004)
Como todo proceso qumico adems de presentar un tren de reaccin, es necesario que
contenga los procesos de separacin con la finalidad de obtener el producto final con la mayor
pureza requerida, en este caso el propileno. Por ello es importante detallar y conceptualizar los
diferentes procesos de separacin que ocurren en la planta
3.1. Destilacin flash
En un proceso de equilibrio, la alimentacin es separada en lquido y vapor en equilibrio. La
composicin de los compuestos depender de la fraccin de vapor de la corriente. Este proceso es
muy usado como paso previo a la destilacin multicomponente el cual est ilustrado en la Figura
3.1.
Figura 3.1. Destilacin flash (Towler y Sinnott, 2008).
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11
La expresin para el balance de materia es:
= + (3.1)
Y para el de energa
= + (3.2)
3.2. Destilacin continua
La separacin de mezclas lquidas homogneas depende bsicamente de la diferencias de
volatilidad entre los componentes. Mientras mayor diferencia exista entre las volatilidades de los
componentes ms sencilla ser la separacin. En la Figura 3.2, se muestra las partes de un equipo
de destilacin. El vapor fluye de manera ascendente mientras que el lquido fluye en
contracorriente y entran en contacto en el interior de los respectivos platos o empaques de la torre
en donde ocurre la separacin. Parte de la corriente condensada es devuelta a la torre que sirve de
reflujo y en el fondo la corriente vaporizada que sale del reheervidor se recircula a la torre.
Figura 3.2. Columna de fraccionamiento con caldern o reheervidor y condensandor
(McCabe et al,1991).
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12
En la seccin por encima de la corriente de alimentacin se encuentra la seccin de
rectificacin donde la concentracin de los componentes ms voltiles aumenta por ello tambin
se le denomina seccin de enriquecimiento. El reflujo que entra a la columna est a su
correspondiente temperatura de ebullicin. Si no lo est, al ponerse en contacto con la corriente
de vapor ascendente alcanza esa temperatura. En el resto de la columna el lquido y el vapor estn
a sus respectivas temperaturas de condensacin y de ebullicin a medida que aumentan las etapas
estas temperaturas aumentarn debido al aumento de presin y al incremento de la concentracin
del componente menos voltil. El enriquecimiento del producto tope se da en cada etapa, ya que
el vapor que entra a una etapa tiene una menor concentracin del componente ms voltil que la
del vapor que estuviese en equilibrio con el lquido que proviene de la etapa superior. Por ende, el
componente ms voltil se difunde desde la fase lquida a la de vapor y el menos voltil se
difunde desde la fase vapor a la lquida a lo largo de la columna.
La seccin por debajo de la alimentacin incluyendo la misma se le llama de desorcin o de
agotamiento, donde los componentes ms voltiles son despojados del lquido, por lo general el
producto de fondo es prcticamente puro (McCabe et al,1991).
En algunas operaciones, donde el producto de tope est vaporizado, solo es condensado la
corriente de reflujo que se dirige a la columna, este condensador es parcial, tanto el producto
como el reciclo estarn en equilibrio. En el caso en el que el producto que sale es lquido
entonces el condensador es total y tendr la misma composicin que el reflujo. Cuando la
alimentacin presenta una composicin binaria, el compuesto que sale en el tope y en el fondo es
puro; cuando presenta ms de dos compuestos en la entrada solo se obtendr un producto puro ya
sea en el tope o en el fondo.
3.3. Columnas de absorcin
El proceso de absorcin se caracteriza por tener un soluto en la fase gaseosa el cual va a ser
absorbido en la fase lquida, como se puede observar en la Figura 3.3. A medida que el flujo
gaseoso asciende en la columna este se reducir ya que, el soluto presente all se trasladar a la
fase lquida es decir hacia el fondo de la columna. Al igual que en destilacin este proceso
funciona de manera contracorriente.
El proceso de desorcin, ocurre de manera inversa, ya que el soluto est contenido en la fase
lquida, el cual al ir recorriendo la columna, el soluto se traspasar a la fase gaseosa. La
diferencia principal entre la absorcin y la destilacin, es que el agente de separacin en la
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destilacin es la diferencia de volatilidades de los compuestos mientras que en la absorcin es la
difusin del soluto en fase gas a fase lquida (McCabe et al,1991).
Figura 3.3. Estructura de una columna de absorcin (McCabe et al,1991).
Segn sea el caso, se debe escoger la separacin ms apropiada ya sea, destilacin, secado,
absorcin, filtrado entre otras. Si se desea separar lquidos es preferible la destilacin la cual es el
mtodo de separacin ms usado sobre todo en el sector de hidrocarburos, si se desea obtener
slidos de una mezcla slido-lquido depende del tamao de la partcula de slido es aplicable la
filtracin o el secado.
Cuando las mezclas en destilacin son binarias, son aplicables los mtodos grficos
tradicionales (McCabe-Thiele y Ponchon-Savarit) para obtener el nmero de etapas de la
columna, pero cuando son sistemas multicomponentes estos mtodos quedan limitados ya que,
los grficos son bidimensionales y no pueden representar a todos los componentes de una mezcla.
Por ello hay tres mtodos de resolucin para estos sistemas: mtodos cortos (balance de masa,
clculos de equilibrio), mtodos semi-rigurosos (clculos de equilibrio en cada etapa y balance
de masa) y rigurosos (adems de los clculos anteriores el balance de energa).
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Previo al diseo de las columnas de sistemas multicomponente se deben seleccionar los
componentes claves de la mezcla: clave liviano y clave pesado, donde el clave liviano es el
componente que se desea mantener fuera del fondo y el pesado el componente no deseado en el
tope; por lo general la volatilidad del componente liviano es el doble del pesado. El resto de los
compuestos son llamados compuestos distribuidos ya que se encuentran tanto en el tope como en
el fondo de la torre
Para disear las torres de destilacin es necesario conocer ciertos parmetros como el nmero
mnimo de etapas para la destilacin (Nmin), la relacin de reflujo mnimo (Rmin), las
condiciones de la corriente de alimentacin (localizacin del plato de alimentacin, fraccin de
vapor de la alimentacin, nmero de componentes de la misma, condiciones trmicas) y el tipo de
condensador de la torre (parcial o total).
Cuando una torre opera con el nmero mnimo de etapas, ocurre que toda la corriente de vapor
que sale por el tope de la columna se condensara y se recircula desde el tope, por ende el
producto final sera infinitesimal. Esto es calculado analticamente a travs del mtodo de Fenske.
Todo lo contrario es el caso de que la torre presentase reflujo mnimo, lo que se recircula a la
columna es el lmite requerido para lograr la separacin deseada, es decir sera necesario un
elevado nmero de etapas. Para el clculo de este parmetro se utiliza el mtodo de Underwood
de sistema de ecuaciones lineales.
3.4. Tasa reflujo ptimo
La tasa de reflujo es definida como:
=
(3.3)
Es la relacin entre el reflujo y el destilado o producto de tope. El reflujo hace que la
composicin del producto sea ms rico o puro pero, tiene un costo de energa adicional ya que el
rehervidor tiene que vaporizar tanto el reflujo como al producto. La tasa de reflujo ptima
representa el costo de operacin ms bajo, por heurstica la tasa de reflujo ptima vara entre 1,2
y 1,5 veces el reflujo mnimo (Towler y Sinnott, 2008).
-
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3.5. Mtodo de Fenske para el nmero mnimo de etapas
Cuando se opera reflujo total, es necesario saber el nmero mnimo de etapas para lograr la
separacin, para este caso la pendiente de la lnea de rectificacin:
+1= =
(3.4)
Cuando RD tiende a infinito la pendiente del grfico del conteo de las etapas por el mtodo de
McCabe tiende a 1 y es vlida en la zona de desorcin y de rectificacin.
La siguiente ecuacin es la ecuacin Fenske, que relaciona las composiciones de los
compuestos liviano y pesado en el tope y en el fondo con las volatilidades relativas.
=ln
, , , ,
ln ( , ) (3.5)
Donde , es la media geomtrica de la volatilidad relativa del componente liviano con el
pesado a lo largo de las etapas reales de la columna, aunque si la variacin de las volatilidades
relativas en cada una de las etapas es despreciable, es vlido calcular la media geomtrica de los
valores en los extremos de la torre.
3.6. Posicin de la alimentacin
Es importante ubicar correctamente la alimentacin para efectos de mejorar la eficiencia de las
etapas de una torre. Hay muchas frmulas para estimar la posicin ideal de la alimentacin, la
primera consiste en afirmar que la posicin en condiciones de funcionamiento normal es similar a
la posicin relativa que tuviera la alimentacin a reflujo mnimo, es decir se calculara el nmero
de etapas desde el tope a la alimentacin y de la alimentacin hasta el fondo aplicando la
ecuacin de Fenske.
=
,
,
ln , , , ,
ln ( , )
ln , , , ,
ln ( , )
(3.6)
Esta relacin no es tan exacta ya que relaciona la posicin relativa a reflujo mnimo y a reflujo
de operacin y eso conlleva a una serie de errores de exactitud (Towler y Sinnott, 2008).
Por ello, existe una frmula emprica que es la ecuacin de Kirkbridge, la cual es recomendada
-
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como punto de partida para el dimensionamiento de la columna debido a su exactitud (Ledanois,
2008).
=
,
,
,
,
2
0,206
(3.7)
3.7. Mtodo de Gilliland
Este mtodo emprico relaciona el nmero de etapas tericas con el reflujo de operacin, este
mtodo es muy sencillo ya que, con calcular dos nmeros adimensionales y conociendo la
relacin de reflujo mnimo es posible predecir el nmero de etapas tericas, utilizando la grfica
representada en la Figura 3.4 de la correlacin AN vs AR.
=
+1 (3.8)
= ,
+1 (3.9)
Figura 3.4. Mtodo grfico de Gilliland (McCabe et al,1991).
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3.8. Simulador ASPEN PLUS
Como se mencion anteriormente al detallar los diferentes mtodos de clculo para el diseo de
los procesos de separacin. Hoy en da, las columnas de destilacin pueden ser modeladas
utilizando los simuladores comerciales que incluyen algoritmos de mtodos rigurosos o cortos de
clculo segn sea el caso.
El mtodo que se emple en ASPEN PLUS es el de RADFRAC que realiza clculos con
mtodos rigurosos para la evaluacin y diseo de columnas sencillas de destilacin,
absorbedores o despojadores con o sin rehervidores. Es capaz de tratar problemas de destilacin
extractiva, azeotrpica, reactiva o con tres fases (lquido-lquido-vapor), con sistemas que tienen
puntos de ebullicin cercanos o distantes, tambin funciona con sistemas donde en la fase lquida
hay desviaciones de la idealidad. Adems de permitir sistemas de fase lquida y gaseosa, la fase
slida est incluida en este mtodo ya que cuando se modela la destilacin reactiva dentro del
proceso puede existir slidos o sales. El mtodo riguroso usado en RADFRAC se basa en la
suposicin que el equilibrio termodinmico es alcanzado en cada etapa terica, sin embargo se
pueden incluir eficiencias de Murphree o eficiencias de vaporizacin para que los perfiles
obtenidos en la simulacin se acerquen a los perfiles reales de la planta. RADFRAC puede ser
usado en modo evaluacin o de diseo de columnas con platos o empaques ya sean rellenos o
estructurados. No hay limitaciones en el nmero de etapas que pueda tener la columna para la
presencia de intercondensador e interrehervidores, recirculaciones o decantadores. En cada etapa
se puede tener una entrada y hasta tres salidas, adems de corrientes trmicas. A pesar que
RADFRAC tenga algoritmos de clculo que genera perfiles de temperatura iniciales, el usuario
puede introducirlos, uno de los mtodos ms usados es el de Newton ya que, funciona
perfectamente en columnas donde las especificaciones introducidas tiendan a arrojar errores en el
simulador.
Para la destilacin se debe especificar el tipo de condensador a utilizar y dos especificaciones
ya sea, calor del condensador o la tasa de reflujo; para el caso de equilibrios trifsicos el nmero
de variables es tres, la tercera es por lo general una condicin de la corriente y/o corrientes de
salida de la columna. La estrategia de convergencia usado por RADFRAC se basa en la
metodologa Inside-Out (dentro hacia fuera) donde las entalpas o coeficientes de distribucin
se calculan en el lazo externo para poder calcular parmetros en el lazo interno. Para lograr la
convergencia en el lazo externo es decir, en toda la simulacin, el mtodo Wegstein es el ms
-
18
utilizado en los programas de simulacin, este mtodo extrapola linealmente sustituyendo
sucesivamente las variables (Ledanois, 2008).
La primera iteracin inicia con una sustitucin:
1 = 0 (3.10)
El parmetro de aceleracin q es obtenido por la siguiente ecuacin:
= (1)
11 (3.11)
La ecuacin para las siguientes iteraciones est representada por:
+1 = + 1 + () (3.12)
Si q = 0 el mtodo funcionara igual como sustitucin directa, si 0
-
19
Figura 3.5. Composicin local y media de un vapor para un plato no mezclado
(McCabe et al,1991).
La eficiencia de la columna es la relacin entre el nmero de etapas tericas con el nmero de
etapas reales (Towler y Sinnot, 2008).
Uno de los procedimientos para calcular la eficiencia de Murphree en las dos secciones de la
torre es a travs del mtodo Edmister. Este es un mtodo corto de clculo, que permite hallar la
fraccin absorbida y desorbida a travs del factor de absorcin y de desorcin. Este
procedimiento de clculo es vlido para columnas de absorcin y de destilacin. En la Figura 3.6
se muestra que la seccin por encima de la alimentacin es la llamada seccin de absorcin o
rectificacin y la seccin por debajo es la de desorcin o despojamiento.
El factor de absorcin (A) para el componente liviano y pesado en cada plato es:
, =
, (3.14)
, =
, (3.15)
Y el de desorcin (S)
, = ,
(3.16)
, = ,
(3.17)
-
20
El factor de absorcin y desorcin efectivo en cada zona para cada compuesto es:
= 0,5 + 1 + 1 + 0,25 (3.18)
= 0,5 + 1 + 1 + 0,25 (3.19)
Por ltimo la fraccin absorbida y desorbida tambin llamado factor de Kremser-Brown que
equivale a la eficiencia Murphree.
a = =
+1
+11
(3.20)
s = =
+1
+11
(3.21)
Figura 3.6. Bosquejo del mtodo del factor de absorcin (Walas, 1990).
Un factor fundamental para optimizar la eficiencia de una columna ya sea de absorcin o de
destilacin es la escogencia de la estructura de la columna, sea de platos o de empaque. Entre los
platos el ms usado es el plato perforado como lo muestra la figura siguiente. El propsito de ese
tipo de platos, es mejorar el contacto entre la corriente de vapor que asciende con la de lquido
que desciende. Como se muestran en las Figuras 3.7 y 3.8, el lquido fluye a travs de un tubo de
descenso y luego por un vertedero para pasar al otro plato, mientras que el vapor fluye en ascenso
-
21
atravesando pequeos orificios de un cuarto a media pulgada del plato quienes ocupa el espacio
entre los dos conductos, las burbujas de vapor y el lquido que fluye en la superficie entran en
contacto haciendo que el lquido alcance la temperatura de ebullicin creando una masa
espumosa. La velocidad de ascenso del vapor es tal que, es suficiente para impedir que ocurra
lloriqueo o goteo del lquido en los orificios. Una de las modificaciones que se puede realizar
para el mejoramiento de la eficiencia sin afectar la estructura de la torre es de extender el rea
activa de contacto donde ocurre el contacto (Smith, 2005).
Figura 3.7. Operacin normal de un plato perforado (McCabe et al, 1991).
Figura 3.8. Estructura de un plato perforado (McCabe et al, 1991).
En la columna empacada, la torre es rellenada por un material slido de alta porosidad. El
lquido fluye sobre la superficie del empaque y el vapor atraviesa los poros del mismo. Existen
dos tipos de empaque el desordenado y el estructurado, el desordenado lo constituyen pequeos
objetos de metal o de plstico que se colocan en la columna al azar tambin se le llama material
de relleno; el estructurado son capas insertadas de material corrugado unidas entre si.
-
22
Dependiendo del flujo de lquido que opera es conveniente emplear uno de los dos tipos de
empaque, cuando el flujo es menor a 1330 m3/h.m
2 es preferible usar el estructurado ya que,
tienen una mejor eficiencia y capacidad.
3.10. Dimetro de columna de platos y empacada
Para el clculo del dimetro, se utiliz la siguiente expresin para las columnas de platos
(Towler y Sinnott).
= 4
(3.22)
Y cuando la columna es empacada la ecuacin para calcular el dimetro es la siguiente
(Towler y Sinnott).
=2
4 (3.23)
3.11. Parmetro de flujo.
La ecuacin para calcular el parmetro de flujo es la siguiente:
=
(3.24)
El parmetro de flujo est relacionado con las proporciones de los caudales lquido y gas, as
como las densidades de los mismos.
A travs de este factor se puede predecir el factor de inundamiento de la columna de platos y la
seleccin del tipo de columna si de platos o de empaque. Para determinar el valor del factor de
inundacin de la columna, es a travs del grfico de la siguiente figura.
-
23
Figura 3.9. Correlacin generalizada de la cada de presin (Branan, 2002).
3.12 . Simulacin de reactores.
El modelaje real de reactores es uno de los pasos con mayor dificultad en los procesos de
simulacin debido a que, hay veces que las libreras de los reactores del simulador no
representan el modelo del reactor porque no toman en consideracin detalles como la hidrulica,
transferencia de masa, presencia de catalizador entre otros que son importantes para estudiar el
comportamiento del reactor.
El simulador Aspen Plus en su librera contiene cinco modelos de reactores: reactor tipo
conversin, rendimiento, equilibrio, reactor de Gibbs, mezcla completa y flujo pistn.
Reactor de conversin (RStoic): se debe especificar la estequiometra de la reaccin y la
conversin que no puede exceder del 100%, la reaccin procede hasta que se alcance la
conversin o cuando se consuma el reactivo limitante.
Reactor de equilibrio: este reactor funciona nicamente en reacciones estequiomtricas
reversibles, es necesario introducir en las especificaciones el conjunto de reacciones, la
temperatura y presin de diseo o el calor del reactor. Este modelo es til ya que calcula la
constante de equilibrio de las reacciones involucradas y el equilibrio de fases.
-
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Reactor de Gibbs: resuelve el equilibrio de todas las especies involucradas en base a la
minimizacin de la energa de Gibbs. Es til cuando se conoce que el sistema alcanza el
equilibrio especialmente cuando la temperatura del proceso es alta e involucra elementos simples;
aunque no es recomendable para compuestos complejos como hidrocarburos pesados por las altas
energas de formacin de Gibbs debido a la no confiabilidad de los resultados del modelo.
Reactor de mezcla completa: puede ser usado cuando el modelo cintico de reaccin est
disponible y cuando las condiciones en cualquier espacio del reactor se mantienen. Es necesario
que se introduzca las condiciones de salida, la estequiometra de las reacciones, el volumen del
reactor.
Reactor flujo-pistn: en este reactor se supone que la mezcla es radial pero la dispersin no es
axial. La cintica de la reaccin debe ser especificada y presenta las mismas limitantes que el
modelo de mezcla completa.
Reactor de rendimiento: Este modelo permite al usuario especificar la distribucin de
composiciones a la salida, que puede ser usado cuando no se incluya la cintica de la reaccin. La
ventaja que presenta es que en los procesos donde se obtienen pequeas y elevadas cantidades de
productos es sencillo modelar. Este reactor es usado en laboratorios o en plantas pilotos (Towler
y Sinnott, 2008).
3.13. Ecuaciones de estado
Una ecuacin de estado es una relacin entre dos o ms propiedades termodinmicas. En
sistemas de un componente y de una fase, la ecuacin de estado incluir tres propiedades, dos de
las cuales son independientes. Aunque en principio se podran plantear relaciones funcionales en
que intervengan tres propiedades termodinmicas cualesquiera, las expresiones analticas de las
relaciones entre propiedades han sido limitadas casi completamente a la presin, el volumen y la
temperatura. Dado que la presin, la temperatura y el volumen pueden ser medidos directamente,
los datos necesarios para evaluar las constantes en tales ecuaciones pueden ser obtenidos
experimentalmente.
La eleccin de la ecuacin a usar en una aplicacin dada depende principalmente de la exactitud
deseada y de la capacidad del usuario. Como los coeficientes de casi todas las ecuaciones de
estado deben ser evaluados ajustando o adaptando las ecuaciones a diversos datos experimentales
de presin, volumen y temperatura, estas ecuaciones nunca pueden representar exactamente los
-
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datos experimentales; ms aun, muchas veces estas ecuaciones no representan los datos,
limitando la exactitud. Esto es particularmente cierto cuando las ecuaciones simplificadas son
aplicadas en la vecindad del punto crtico (Smith, 2003).
3.13.1. Ecuaciones cbicas de estado
Las ecuaciones polinomales que son cbicas en el volumen molar ofrecen un compromiso entre
la generalidad y la simplicidad adecuadas para muchos propsitos. Las ecuaciones cbicas son
las ecuaciones ms sencillas capaces de representar el comportamiento de lquido y de vapor.
A continuacin se mostrarn diferentes ecuaciones cbicas de estado.
Ecuacin de Van der Waals.
La primera ecuacin cbica de estado prctica fue propuesta por J. D. Van der Waals en 1873.
=
2 (3.25)
En este caso, a y b son constantes positivas, cuando son iguales a cero, se recupera la ecuacin
del gas ideal. El trmino a fue incluido para considerar las fuerzas intermolecular y el trmino b
para tener en cuenta el tamao finito de las molculas. Como solo se tienen dos factores de
correccin no es de esperarse que la ecuacin describa exactamente los valores de P,V y T en un
rango de presin y volumen amplio, especialmente cuando estn cercanos al punto crtico (Smith,
& Van Ness, 2003).
Las constantes a y b se obtienen mediante las siguientes ecuaciones
= 3 2 (3.26)
=
3 (3.27)
Ecuacin de Redlich-Kwong.
Esta ecuacin es de origen semi-emprico, al igual que la ecuacin de Van der Waals. Predice
tres races para el volumen. La expresin de esta ecuacin es:
=
(+) (3.28)
Donde a y b son las constantes de Redlich-Kwong.
Es posible calcular a y b en funcin de la presin y temperatura crtica como se muestra a
continuacin.
-
26
= 0,42748 22,5
(3.29)
= 0,08664
(3.30)
El factor de compresibilidad crtico para esta ecuacin tiene un valor de 0,333 y por lo tanto no
es muy exacta cerca del punto crtico ni en la fase lquida; sin embargo, es mucho ms exacta que
la ecuacin de Van der Waals y da buenos resultados a presiones altas y temperaturas sobre la
temperatura crtica, llegando a ser tan precisa como las ecuaciones de ocho parmetros. Por lo
tanto esta ecuacin es muy til, ya que combina la simplicidad de una ecuacin de dos
parmetros con una elevada exactitud (Smith & Van Ness, 2003).
Ecuacin de Redlich-Kwong-Soave.
Esta ecuacin es una modificacin de la ecuacin de Redlich-Kwong a la que se le incluye el
parmetro , el cual es denominado factor acntrico y es caracterstico de la estructura molecular
del fluido. La expresin para esta ecuacin es:
=
(+) (3.31)
Los parmetros se determinan, al igual que las otras ecuaciones cbicas, aplicando la condicin
de inflexin en el punto crtico, obtenindose las siguientes expresiones para los parmetros, las
ecuaciones para obtener a y b son las mismas del modelo de Redlich-Kwong. El parmetro se
obtiene a travs de la siguiente ecuacin:
= (1 + 0,48508 + 1,5517 0,15613 2 1 0,5 )2 (3.32)
Donde Tr es la temperatura reducida que equivale T sobre Tc y es el factor acntrico del
compuesto. El propsito de incluir el factor acntrico es el de mejorar la exactitud de la ecuacin
sobre todo cuando los compuestos involucrados son hidrocarburos (Smith & Van Ness, 2003).
Ecuacin de Peng-Robinson
Esta ecuacin, al igual que la ecuacin de Soave, incluye el factor acntrico. La expresin de
esta ecuacin es la siguiente:
=
2+22 (3.33)
= (1 + 0,37464 + 1,54226 0,26992 2 1 0,5 )2 (3.34)
-
27
Utilizando las condiciones de inflexin en el punto crtico, se obtiene los parmetros:
=0,45724 22
y =
0,07780
(3.35)
El modelo es preciso cuando se trabaja cercano al punto crtico. Comparado con el modelo de
Soave este es mejor cuando se desea calcular densidades en fase lquida de compuestos apolares.
(Smith & Van Ness, 2003).
3.13.2. Seleccin del modelo termodinmico:
La seleccin entre los modelos de ecuaciones de estado y los modelos de coeficiente de
actividad, estn basados en el grado de no idealidad del sistema de estudio y de las condiciones
de operacin.
Las ecuaciones de estado se aplican a sistemas no polares o ligeramente polares en todo el
intervalo de presin mientras que los modelos de coeficiente de actividad se usan en sistemas que
contienen sustancias polares a presiones por debajo de los 1000 kPa.
Carlson cubre un esquema global los aspectos acerca del papel tan importante de las
propiedades en la simulacin de procesos y presenta recomendaciones para que se puedan elegir
con seguridad los modelos de propiedades necesarios para cada caso de aplicacin de la
simulacin. La seleccin de los modelos de propiedades para una simulacin es una de las
decisiones ms importantes que debe tomar el usuario. Mediante la metodologa de Carlson se
facilita la seleccin del modelo termodinmico, en la figura a continuacin se muestra el
diagrama tipo rbol de decisin elaborado por Carlson para la seleccin del modelo
termodinmico de acuerdo a la polaridad de las sustancias (Martnez Sifuentes; 2000).
Figura 3.10. Seleccin del modelo termodinmico establecido por Carlson
(Martnez Sifuentes, 2000).
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3.14. Proceso de deshidrogenacin
Las olefinas son por lejos ms reactivas que las parafinas por los enlaces tipo ,
termodinmicamente el hidrgeno reacciona con la olefinas para formar parafinas. Esta reaccin
es ms fcil que se de a cabo que la reaccin inversa por la reactividad de las olefinas, por ello las
reacciones de deshidrogenacin requieren de temperaturas mayores que las reacciones de
hidrogenacin y por ende mayor cantidad de energa.
RCH2CH2R RCH = CHR + H2 (3.36)
Los hidrocarburos de bajo peso molecular frecuentemente son convertidos a olefinas a travs de
los procesos de craqueo trmico. Para el proceso de deshidrogenacin es necesaria la presencia de
catalizadores ya sea de platino o paladio en la deshidrogenacin de hidrocarburos de cadena
lineal C5-C8, la clave para el uso del catalizador es de disminuir o prevenir reacciones no
deseadas como de isomerizacin y aromatizacin.
3.14.1. Teora de la deshidrogenacin
La deshidrogenacin es una clase reaccin qumica en el cual se obtienen compuestos menos
saturados y ms reactivos. Existes muchos procesos de conversin en donde el hidrgeno es
removido, principalmente porque todo compuesto que contenga hidrgeno puede ser
deshidrogenado, aunque los hidrocarburos y alcoholes son los compuestos ms comunes, con el
fin de obtener olefinas, cetonas, y otros compuestos orgnicos. Esta reaccin se aplica a nivel
industrial en refineras e industrias petroqumicas.
Las reacciones de deshidrogenacin son muy difciles de darse ya que requieren de altas
temperaturas para favorecer el equilibrio as como velocidades de reaccin adecuadas. Son
reacciones endotrmicas que requieren entre 15-35 kcal/gmol de energa. El uso de catalizadores
activos es necesario, adems del proceso de regeneracin para remover el coque depositado en la
superficie del catalizador.
El calor requerido puede ser introducido a travs de banco de tubos de (5 a 15 cm) para
precalentar la corriente de alimentacin a los reactores. Cuando el gradiente de temperatura es
elevado, la transferencia de calor ocurre desde el exterior de los tubos hacia el interior de los
mismos.
Uno de los problemas que tiene ese proceso es que los cambios de temperatura ocurren en un
tiempo muy corto para prevenir reacciones secundarias, adems de que las cadas de presin son
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bajas en el lecho cataltico y la seleccin del material del reactor puede resistir las condiciones de
operacin.
3.14.2. Entalpas y equilibrio
En la Tabla 3.1 se muestran las entalpas de las reacciones ms comunes de deshidrogenacin a
una temperatura de 800 K extradas del American Institute of Petroleum (Instituto Americano de
Petrleo), estos valores pueden ser usados para requerimientos de transferencia de calor o
cambios adiabticos de temperatura y la energa de Gibbs para la constante de equilibrio de
reaccin esenciales para el diseo del proceso.
Tabla 3.1. Entalpas de reaccin en estado gaseoso a 800 K (McKetta, 1993).
Reaccin Entalpa (cal/g-mol)
Etano etileno + H2 34300
Propano propileno + H2 30900
Butano 1-buteno + H2 31300
Butano trans-2-buteno + H2 28500
En la Tabla 3.2, se ilustra el efecto de la temperatura en el equilibrio as como la presin y la
adicin de diluyentes. Al aadir una cantidad de hidrgeno la conversin del equilibrio decrece.
No obstante es til incluir el hidrgeno a la alimentacin para retardar la desactivacin del
catalizador.
Tabla 3.2. Conversiones de equilibrio en porcentaje de la reaccin: propano propileno + H2
(McKetta, 1993).
Temperatura (K) 1 atm, sin diluir 1 atm, 10 mol H2
700 6,35 0,45
800 24,6 7,0
900 59,8 37,1
1000 87,0 76,5
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La temperatura a la que el 50% de la deshidrogenacin es posible que ocurra a presin
atmosfrica sin adicin de diluyentes es mostrada para algunas reacciones en la Tabla 3.3. El
etano requiere de altas temperaturas donde como el alcohol isoproplico puede ser
deshidrogenado a bajas temperaturas si el catalizador activo es usado.
Tabla 3.3. Temperaturas en la cual el 50% de la deshidrogenacin es posible a 1 atm de presin
(McKetta, 1993).
Reaccin Temperatura (K)
Etano etileno + H2 995
Propano propileno + H2 873
Isobutano Isobutileno + H2 816
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CAPTULO 4
MARCO METODOLGICO
4.1. Informacin del proceso y seleccin del modelo termodinmico del mismo.
Previo al desarrollo del modelo de simulacin, primero fue necesario analizar la teora que
involucra al proceso de deshidrogenacin. Esto incluye condiciones de las reacciones y la
seleccin de un modelo termodinmico adecuado para la simulacin. Este modelo debe ser
confiable para el clculo de las propiedades termodinmicas en el estado lquido y gaseoso, por
ello se utiliz el rbol de decisin de Carlson.
Con la informacin bsica del proceso proporcionada por la empresa, se estudi con sumo
detalle la descripcin del proceso de la planta paralelamente con los diagramas de flujo del
proceso (DFP), los diagramas de instrumentacin y tubera (DTI) y las especificaciones de cada
uno de los equipos de la planta.
4.2. Desarrollo del modelo de simulacin en ASPEN PLUS: Seleccin de los equipos y
consideraciones.
La planta a simular es extensa en cuanto al nmero de equipos incluidos en la misma. Para
facilitar el trabajo del usuario se simul cada una de las secciones de la planta por separado, por
ello los diagramas de flujo estn clasificados en secciones: fraccionamiento, reaccin,
regeneracin cataltica (en el trabajo no se simul esta seccin por ser un proceso no estacionario,
ya que el modo de operacin es cclico).
Se procedi el desarrollo de la seccin de fraccionamiento por ser la seccin donde se da inicio
el proceso, esta seccin consta de cinco unidades:
Preparacin de alimentacin
Despropanizadora
Deetanizadora
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Unidad de hidrogenacin selectiva de Huels
Torre de fraccionamiento propano-propileno.
Est seccin est caracterizada por incluir los procesos de destilacin y absorcin.
Primero se seleccion que tipo de columna dentro del modelo RADFRAC es la ms acorde
dada las especificaciones del equipo, se introdujeron las condiciones necesarias: el nmero de
etapas, la localizacin del plato de alimentacin, cada de presin de la columna, y como
condiciones opcionales la inclusin del condensador y/o reheervidor. Cabe resaltar que estos
datos fueron suministados por la empresa.
Luego se especificaron las dimensiones del plato y/o empaque para que el simulador realice la
evaluacin del mismo.
Para una columna de platos los requerimientos del simulador son: tipo de plato, espacio entre
platos, dimetro interno, espesor de la cubierta. El simulador arrojar como resultados el factor de
inundacin y la cada de presin en cada plato. En el caso de una torre empacada: Tipo y material
de empaque, dimetro interno, altura del empaque o altura terica de la etapa. Los resultados que
arroja el simulador son los mismos que en el anterior caso.
En la seccin de reaccin, en primer lugar se realiz la seleccin modelo de reactor ms
adecuado al proceso de deshidrogenacin, de las opciones que ofrece ASPEN PLUS se
seleccion el reactor (RYield) (Reactor de rendimiento). Las condiciones de operacin que
requiere este equipo son temperatura, presin y la distribucin de los productos a la salida del
reactor que es conocida ya que, est incluida en las especificaciones del proyecto. Este modelo de
reactor no calcula ningn parmetro sino que sirve como caja negra en el simulador.
La unidad de separacin perteneciente a esta seccin constituida por unidades de separacin
flash, compresores e intercambiadores de calor multicorriente. Para el modelaje de los
separadores flash fue necesario calcular la fraccin vaporizada e incluir la temperatura o la
presin en las especificaciones; la fraccin se calcul dividiendo el volumen de vapor en la
entrada del separador con el volumen de vapor a la entrada del intercambiador multicorriente. Si
no era posible calcular la fraccin entonces se especificaba la temperatura y la presin de salida
del flash.
Al trmino de modelar la planta y de verificar que los parmetros introducidos estaban
correctamente introducidos, se procedi a iniciar la corrida. Por lo general en la primera corrida
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el panel de control del simulador arroja un error de balance de masa o de convergencia esto pasa,
porque son necesarias ms iteraciones; esto ocurre cuando en el diagrama de flujo hay corrientes
de reciclo en las torres de destilacin y por ello es necesario que el simulador realice un nmero
mayor de iteraciones que las iniciales para que se cumpla el balance de masa.
4.3. Mejoras de la simulacin
Con el fin de mejorar el tiempo de ejecucin de clculos y prevenir errores en la simulacin se
tomaron algunas consideraciones:
En el diagrama de flujo de proceso de la columna despropanizadora el tope se dirige a un
intercambiador y luego al tanque de almacenamiento (acumulador) para luego dividirse en dos
corrientes. Una de las corrientes retorna al tope de la columna, mientras que la otra se dirige a la
desorbedora de la despropanizadora. En vez de incluir un intercambiador para efectos del
simulador es preferible en la columna incluir un condensador y especificar la tasa de reflujo, lo
mismo se hizo en la columna deetanizadora.
En la unidad de purificacin de hidrgeno, la corriente de propileno lquido proveniente del
equipo de refrigeracin de la deetanizadora, intercambia calor con el hidrgeno purificado, donde
la salida es la entrada del sistema de separacin en fro, es decir se genera un ciclo interno entre
las dos unidades. Para evitar errores en la corrida se decidi que las dos unidades no estuvieran
unidas por esta corriente sino dividirlas ya que, estas no forman parte fundamental del proceso
sino que sirven de utility (corriente de servicio) como medio de intercambio de calor.
4.4. Ajustes y comprobacin de la factibilidad tcnica de la planta
Una vez finalizado este paso, se propusieron ajustes en las columnas de destilacin en la
eficiencia de las etapas ya que, como se explic en la teora el mtodo de clculo RADFRAC a
pesar de ser riguroso est basado en clculos de equilibrio lquido-vapor por etapa y en la
realidad las etapas no estn en equilibrio termodinmico. Los ajustes consistieron en calcular las
eficiencias Murphree en todas las columnas a excepcin de la columna desorbedora de la
despropanizadora, para ello se cont con el programa Microsoft Excel para facilitar el proceso
de clculo. El procedimiento de clculo de las eficiencias de Murphree es el siguiente:
Se seleccionaron el componente liviano y pesado para cada columna de acuerdo a las
diferencias de volatilidad entre los mismos y de las composiciones de los compuestos
involucrados en el tope y en el fondo de la columna.
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Se export a una hoja de clculo de Excel una tabla de datos de volatilidades y de flujos de
lquido y de vapor en cada una de las etapas arrojadas por el simulador en la primera simulacin
inicial.
Tanto para el componente liviano y pesado se calcul el factor de absorcin (A) del primer
plato y del plato previo al de la alimentacin y para el factor de desorcin (S) se calcul para el
plato de la alimentacin y el ltimo.
Luego se calcul el factor de absorcin y de desorcin efectivo y por ltimo la fraccin
absorbida y desorbida que equivalen a la eficiencia de Murphree.
En el simulador en las opciones de la columna se seleccion en el men de eficiencias la
eficiencia de Murphree para cada componente y se introdujeron los valores respectivos para cada
seccin de la columna.
Posterior a la introduccin de las eficiencias se realiza la corrida del programa, es
recomendable aumentar el nmero de iteraciones (aproximadamente cinco ms). Una vez que los
resultados de la simulacin son los correctos, en la hoja de clculo se construy una tabla para
cada columna con las fracciones molares de los compuestos livianos y pesados en el tope y en el
fondo y la tasa de reflujo de operacin. A partir de estos valores se clculo el nmero mnimo de
etapas tericas con el mtodo de Fenske, el nmero de etapas tericas a travs del mtodo de
Gilliland y por ltimo la eficiencia de la columna.
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CAPTULO 5
RESULTADOS Y DISCUSIN
5.1. Seleccin de los sistemas o procesos a simular.
Uno de los factores ms importantes a considerar es la seleccin del modelo termodinmico
puesto que, ASPEN PLUS. En este caso, las sustancias involucradas son hidrocarburos en su
mayora cadenas alifticas cortas y estn en el grupo de sustancias no polares por ello el modelo a
seleccin es el modelo de ecuacin de estado, las principales ventajas que ofrecen: son continuas
en la regin crtica, en la regin de dos fases y en el equilibrio lquido-vapor.
En base al esquema sistemtico representado en la Figura 3.10, elaborado para facilitar el
proceso de seleccin del modelo. De acuerdo a la figura lo primero que se seleccion fueron los
modelos no polares. Estos se dividen en reales y pseudocomponentes. Como los compuestos
involucrados son puros es decir, no representan cortes de crudos, se seleccion que los
compuestos son reales y se lleg al resultado. Las ecuaciones ms indicadas para ser utilizadas
fueron Lee-Kesler, Peng-Robinson y Redlich-Kwong-Soave los dos ltimos ofrecen las mismas
ventajas ya que, sus principales parmetros estn basado en las propiedades crticas de los
compuestos involucrados y en el factor acntrico necesario para calcular la compresibilidad de un
gas. Cabe destacar que en este caso los compuestos involucrados son hidrocarburos de cadena
corta, donde en condiciones normales (273,15 K y 101,3 kPa) se encuentran en estado gaseoso.
Por experiencia se ha demostrado que los resultados arrojados por estos dos modelos han sido
similares, por lo que se decidi que el modelo termodinmico a emplear es el de Redlich-Kwong-
Soave para todos los sistemas estudiados puesto que las temperaturas en las corrientes no son
criognicas.
Posteriormente la planta fue dividida en dos secciones de acuerdo al proceso qumico que
ocurre el cual fue mostrado en la Figura 2.1. La primera es la seccin de fraccionamiento donde
inicialmente se prepara la alimentacin de propano fresco para luego ser enviado a los reactores y
una vez terminada la reaccin una torre de fraccionamiento se encarga de la obtencin del
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producto terminado (propileno). Y la segunda seccin correspondiente a los procesos de reaccin.
En la Figura 2.1 se muestra un diagrama de bloques del proceso donde se resalta con color rojo
la seccin de los equipos correspondientes a la seccin de fraccionamiento y en azul la de
reaccin.
Tal como se puede observar en la Figura 2.1 la seccin de fraccionamiento est constituida por:
columna despropanizadora, columna desorbedora de la despropanizadora, columna desorbedora
del deetanizador, columna rectificadora del deetanizador y una torre de fraccionamiento propano-
propileno y la seccin de reaccin est conformada por: cuatros reactores en serie, un sistema de
separacin en fro y una unidad de purificacin de hidrgeno. Es importante acotar que debido a
que el objetivo de este trabajo es la simulacin en estado estacionario, no se desarroll la
simulacin de la activacin del catalizador en el reactor.
Luego de seleccionar los procesos a simular se procedi a desarrollar un DFP de la planta
donde es posible la interaccin entre ellos tal como se muestra en la Figura 5.1.
Figura 5.1. Diagrama de proceso de la planta.
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Una vez identificados los sistemas en estudio se procedi a establecer las limitantes para la
simulacin para cada uno de los equipos los cuales se muestran por seccin a continuacin:
5.1.1 Bases para la simulacin de la seccin de fraccionamiento:
La seccin de fraccionamiento est constituida por los equipos donde se llevan a cabo las
operaciones unitarias de destilacin multietapas, absorcin y desercin por lo que las limitantes
para la simulacin se llev a cabo para cada columna en especfico es decir para cada sub-seccin
de sta y no para conjunto de ellos, tal como se describe a continuacin:
Columna despropanizadora (V-102):
Esta columna est diseada por la empresa para contener 65 platos ms reheervidor y
condensador total, es el primer equipo de separacin de la planta. En este proceso son removidos
los