UNIVERSIDAD MAYOR, REAL Y PONTIFICIA DE

SAN FRANCISCO XAVIER DE CHUQUISACA

FACULTAD DE TECNOLOGIA

INGENIERIA QUIMICA

SIMULACION DE PROCESOS II (PRQ-351)

DISEÑO Y SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ETILENO CON EL SOFTWARE PETRO-SIM 4.0

Docentes: Ing. Wilfredo Villarpando

Ing. Gonzalo Pérez

Univ. Saigua Fernández Karen Lisbeth

SUCRE - BOLIVIA

2015

I

RESUMEN

En el presente trabajo se realizó la simulación de una planta productora de etileno con ayuda del software Petro-SIM 4.0, que se construirá en Tarija, se analizaron las variables de proceso más importantes determinándose las condiciones de operación y configuración de equipos más óptimas.

Se llevó a cabo un análisis para tres caso de operación: el primero considera una alimentación de 100% de propano el segundo 100% de etano y el tercero correspondería al caso mezcla cuyos valores se basaron en la composición de salida de la planta separadora de líquidos Gran Chaco además se determinó el paquete termodinámico más óptimo realizando una comparación entre el paquete de fluido de Peng Robinson y el de Redlich Kwong.

Palabras clave: Petroquímica, Etileno, Simulación, Proceso y Petro-SIM.

II

CONTENIDO

RESUMEN.....................................................................................................................................II

Capitulo I. Generalidades...........................................................................................................12

1.1. Introducción..........................................................................................................................12

1.2. Antecedentes..........................................................................................................................14

1.3. Planteamiento del problema................................................................................................15

1.4. Pregunta de investigación....................................................................................................15

1.5. Objetivos................................................................................................................................15

1.5.1. Objetivo general.............................................................................................................15

1.5.2 Objetivos Específicos......................................................................................................15

1.6. Justificación de la investigación..........................................................................................16

1.6.1 Justificación técnica........................................................................................................16

1.6.2. Justificación Social.........................................................................................................16

1.6.3. Justificación Económico................................................................................................17

1.7 Metodología desarrollada.....................................................................................................17

Capitulo II. Marco teórico..........................................................................................................18

2.1. Gas natural............................................................................................................................18

2.1.1. Composición de gas natural en Bolivia........................................................................18

2.2. Situación hidrocarburifera en Bolivia................................................................................19

2.2.1. Reservas de gas natural.................................................................................................19

2.2.2. Producción de hidrocarburos.......................................................................................20

2.2.3. Destino de la producción total de gas natural.............................................................21

2.2.4. Mercado externo............................................................................................................22

2.2.5. Precios.............................................................................................................................23

2.2.6. Hidrocarburos líquidos..................................................................................................24

2.2.7. Combustibles líquidos obtenidos por refinerías..........................................................24

2.2.8 Volúmenes de importación.............................................................................................25

2.3. Industrialización del gas natural en Bolivia.......................................................................26

2.3.1. Aspectos básicos a considerar.......................................................................................26

2.3.2. Planta de extracción de Líquidos Gran Chaco............................................................27

2.3.2.1 Gas residual...............................................................................................................28

2.3.2.2. Gas licuado de petróleo (GLP)...............................................................................29

III

2.3.2.3. Etano.........................................................................................................................29

2.3.3. Planta de producción de etileno....................................................................................30

2.4. Petroquímica.........................................................................................................................31

2.5. Composición química del petróleo......................................................................................32

2.5.1. Saturados........................................................................................................................32

2.5.2. No saturados...................................................................................................................32

2.5.2.1. Olefinas.....................................................................................................................32

2.5.2.2. Acetilenos.................................................................................................................32

2.5.2.3. Ciclolefinas...............................................................................................................33

2.5.2.4. Aromáticos...............................................................................................................33

2.5.3. No hidrocarburos...........................................................................................................33

2.6. Etileno....................................................................................................................................33

2.6.1. Características................................................................................................................33

2.6.2. Derivados del etileno......................................................................................................34

2.6.3. Consumo mundial..........................................................................................................36

2.7. Obtención...............................................................................................................................38

2.7.1. Craqueo de olefinas........................................................................................................38

2.8. Cracking a Vapor “Steam Cracking”.................................................................................40

2.8.1. Reacciones.......................................................................................................................40

2.8.1.1. Reacciones principales:...........................................................................................40

2.8.1.2. Reacciones secundarias:..........................................................................................41

2.8.2 Cinética química de la reacción de pirolisis..................................................................42

2.8.2.1. Reacciones por radicales libres..............................................................................42

2.8.2.1.1. Patrón de temperatura.....................................................................................47

2.8.2.1.2. Tiempo equivalente...........................................................................................47

2.9. Condiciones del proceso de pirolisis....................................................................................48

2.9.1.1. Preparación de la alimentación..............................................................................50

2.9.2. Temperatura...................................................................................................................50

2.9.3 Presión..............................................................................................................................52

2.9.4. Vapor de dilución...........................................................................................................52

2.9.4.1. Relación de dilución................................................................................................53

2.9.5. Tiempo de residencia.....................................................................................................54

IV

2.9.6. Enfriamiento de productos:..........................................................................................54

2.9.7. Análisis de selectividad..................................................................................................55

2.9.8 Rendimiento de los productos........................................................................................56

2.10. Productos y subproductos del proceso de pirolisis..........................................................58

2.10.1. Productos de pirolisis indeseables, problemas..........................................................58

2.10.1.1. Coque......................................................................................................................58

2.10.1.1.1 Generalidades del coque..................................................................................59

2.10.1.1.2 Composición química del coque.....................................................................59

2.11. Uso de simuladores en la industria química.....................................................................61

2.11.1. Simulador......................................................................................................................61

2.11.1.1 Cuando usar un simulador....................................................................................62

2.11.1.2 Ventajas y desventajas y limitaciones de los simuladores..................................62

2.11.2. Simulación de procesos................................................................................................63

2.11.2.1. Aplicación de simulación de procesos..................................................................64

2.11.3. Diseño de Procesos.......................................................................................................64

2.11.4. Etapas generales de una simulación...........................................................................65

2.12. Simulador petro-SIM 4.0...................................................................................................66

2.12.1. Sistema de colores........................................................................................................68

2.12.2. Administrador básico de simulación (Simulation Basis Manager) de Petro-SIM. 69

2.12.3. Entorno de simulación (Simulation Environment)...................................................69

2.13. Modelo Termodinámico.....................................................................................................71

2.13.1 Selección del modelo termodinámico..........................................................................73

Capitulo IV. Descripción del proceso.........................................................................................78

4.1. Descripción actual del proceso............................................................................................78

4.1.1. Alimentación...................................................................................................................78

4.1.2. Pirolisis y enfriamiento súbito......................................................................................79

4.1.3. Compresión de gas.........................................................................................................81

4.1.4. Sección de lavado caustico.............................................................................................83

4.1.4.1. Tratamiento de soda gastada..................................................................................84

4.1.5. Despojador de diproleno...............................................................................................85

4.1.6. Convertidor de acetileno...............................................................................................85

Esta reacción es indeseable porque afecta en la recuperación del etileno. A la salida de estos reactores el contenido de acetileno debe de ser inferior a 1 ppm...............................................85

V

4.1.7. Secado de gas de proceso...............................................................................................85

4.1.8. Enfriamiento...................................................................................................................86

4.1.9. Fraccionamiento.............................................................................................................87

4.1.9.1. Desmetanizacion y desetanizacion.........................................................................88

4.1.9.1. 1. Hidrogenación de acetileno.............................................................................89

4.1.9.2. Fraccionamiento de etileno.....................................................................................90

4.1.9.2. Despropanizacion y desbutanizacion.....................................................................90

4.1.9.3. Fraccionamiento de propileno................................................................................91

4.1.10. Sistema de refrigeración con propileno.....................................................................91

Capitulo V. Equipos.....................................................................................................................94

5.1. Reactores...............................................................................................................................94

5.1.1. Reactor tubular de flujo pistón........................................................................................94

5.1.2. Reactor de lecho empacado...........................................................................................96

5.1.2.1. Conversión...............................................................................................................98

5.1.3. Horno de pirolisis...........................................................................................................98

5.1.3.1. Estructura de un horno de pirolisis.......................................................................99

5.1.3.2. Balances de materia y energía de un horno de craqueo........................................103

5.2. Transferencia de calor........................................................................................................105

5.2.1. Mecanismos de transferencia de calor...........................................................................106

5.2.2. Procesos que involucran transferencia de calor...........................................................107

5.2.1. Intercambiadores de Calor.............................................................................................107

5.2.1.1. Clasificación de intercambiadores de calor............................................................108

5.2.1.1.1. Clasificación según la configuración de flujo...................................................109

5.2.1.1.2. Clasificación según el Tipo de Construcción:..................................................110

5.2.1.2. Intercambiador de placas.........................................................................................111

5.2.1.3. Intercambiadores tubulares.....................................................................................112

5.2.1.4. Diseño térmico de un intercambiador de calor......................................................113

5.2.1.4.1. Diferencia media logarítmica de temperatura.............................................113

5.2.1.4.2. Coeficiente de transferencia de calor global................................................114

5.2.2. Balance de energía.......................................................................................................116

5.2.2. 1. Balance de energía para sistemas cerrados........................................................116

5.2.2.2. Balance superficial de energía..............................................................................117

VI

5.3. Compresores........................................................................................................................118

5.3.1. Consideraciones generales para compresores...........................................................118

5.3.2. Tipos de compresores...................................................................................................120

5.3.2.1. Compresor reciprocante.......................................................................................122

5.3.2.1.1. Características de operación de un compresor............................................122

5.3.2.1.2. Procedimiento de diseño.................................................................................124

5.3.2.2. Compresor centrífugo...........................................................................................125

5.3.3. El proceso de compresión............................................................................................125

Eficiencia.................................................................................................................................127

5.4 Destilación............................................................................................................................128

5.4 1. Procesos de destilación continúa.................................................................................128

5.4.2. Datos termodinámicos.....................................................................................................130

5.4.3. Datos de equilibrio líquido – vapor (ELV)....................................................................130

5.4.4. Valor K..........................................................................................................................130

5.4.5. Volatilidad relativa......................................................................................................131

5.4.6. Sistemas Ideales y No ideales......................................................................................131

5.4.7. Diagramas de fase........................................................................................................133

5.4.7.1. Diagramas Temperatura-composición (T-x).......................................................133

5.4.8. Calculo de punto de burbuja y puntos de roció....................................................134

5.4.9. Azeotropos................................................................................................................135

5.4.10. Conceptos claves sobre fraccionamiento..................................................................136

5.4.10.1. Etapa ideal............................................................................................................136

5.4.10.2. Eficiencia de la etapa...........................................................................................137

5.4.10.3. Desorción o agotamiento (“Stripping”), Rectificación y Fraccionamiento....137

5.4.10.4. Balances de materia y energía............................................................................138

5.4.10.5. Etapas múltiples..................................................................................................139

5.4.10.6. Técnicas graficas..................................................................................................139

5.4.10.6.1 Diagrama de McCabe-Thiele: Fundamentos..............................................139

5.4.10.6.2 Ecuaciones de líneas......................................................................................140

5.4.10.6.3 Etapa optima de alimentación y cambio.........................................................144

5.4.10.6.4. Consideraciones para eficiencia de etapas.....................................................144

5.4.10.6.5. Componentes claves y no claves......................................................................145

VII

5.4.10.6.6. Métodos cortos de diseño y optimización de columnas.................................145

5.4.11. Métodos de diseño para sistemas binarios...............................................................146

5.4.11.1. Método de McCabe-Thiele Número de etapas de equilibrio...........................146

5.4.11.2. La Ecuación de Smoker......................................................................................148

5.4.12. Destilación de múltiple componentes: consideraciones generales.........................149

5.4.12.1. Métodos cortos de destilación de múltiples componentes................................150

5.4.12.1.1. Método de Hengstebeck...............................................................................151

5.4.12.1.2. Distribución de los componentes no claves: Método de Hengstebeck y Geddes.................................................................................................................................153

5.4.12.1.3. Método de Convergencia.................................................................................154

5.4.12.1.4. Número mínimo de etapas...............................................................................155

5.4.12.1.5. Reflujo mínimo Método de Underwood.........................................................156

5.4.12.1.6. Método gráfico de Underwood........................................................................157

5.4.12.1.7. Relaciones entre etapas y reflujo....................................................................158

5.4.12.1.8. Correlación de Gilliland (Fig. 64). Esta gráfica correlaciona el reflujo y las etapas por..............................................................................................................................158

5.4.12.1.9. Correlación de Erbar – Maddox.....................................................................159

5.4.12.1.10. Ecuación de Fenske........................................................................................160

5.4.13. Cálculos rigurosos de destilación..............................................................................161

Modelo de columna............................................................................................................161

5.4.13.1. Método de Lewis y Matheson.................................................................................163

5.4.13.2. Método de Thiele y Geddes....................................................................................166

5.4.13.3. Métodos de relajación.............................................................................................167

5.4.13.4. Métodos de Álgebra Lineal....................................................................................167

5.6. Torre de absorción..........................................................................................................167

5.6.1. Torre empacada...........................................................................................................168

5.6.2. Empaques......................................................................................................................169

5.6.3. Inundación....................................................................................................................171

Capítulo VI. Desarrollo de la Simulación...............................................................................173

6.1.1. Consideraciones específicas de cada simulación.......................................................175

Bibliografía.................................................................................................................................193

VIII

Índice de graficas

Ilustración 1.Reserva nacional de Gas Natural (en trillones de pies cúbicos americanos) (www.anh.com.bo)..........................................................................................................................9Ilustración 2.Campos con facilidades de adecuación y con planta de extracción de licuables (fundación Jubileo)..........................................................................................................................9Ilustración 3.Evolución de la producción de hidrocarburos Enero-Junio 2014(Boletín estadístico Enero-Junio 2014).........................................................................................................................10Ilustración 4.Ilustración 4. Balance del gas natural ENE-JUN 2014(Boletín estadístico Enero-Junio 2014)....................................................................................................................................11Ilustración 5.Volúmenes de exportación de gas natural ENE-JUN 2014 (Boletín estadístico Enero-Junio 2014).........................................................................................................................12Ilustración 6.Esquema operativo del gas húmedo y condensados (PEMEX, 2007)....................17Ilustración 7.Planta de etileno y polietileno (YPFB Exploración, 2012:13)................................19Ilustración 8.Procesos de etileno y sus derivados (Barberii E. ,1998:324)..................................24Ilustración 9.Materias primas para producción de etileno a nivel mundial.................................25Ilustración 10.La planta de producción de etileno es el cracker térmico (Report, agosto 2011). 28Ilustración 11.Flujograma de un proceso de obtención de etileno (Barberii E. ,1998:325)........28Ilustración 12.Variación de la temperatura de salida del reactor de pirolisis con el número de átomos de carbono de la alimentación, en condiciones de máximo rendimiento de etileno (Anales de la ciencia, 1985)........................................................................................................................40Ilustración 13.Variación de la relación de dilución con el número de átomos de carbono de la alimentación (Anales de la ciencia, 1985:4)..................................................................................42Ilustración 14.Variación del rendimiento de etileno con el número de carbonos de la alimentación (López A. et al 1985:4)............................................................................................44Ilustración 15.Variación del rendimiento en propileno con el número de carbonos de la alimentación (López A. et al ,1985:4)...........................................................................................45Ilustración 16.Variación del rendimiento en aromáticos con el número de carbonos de la alimentación (López A. et al, 1985:4)...........................................................................................45Ilustración 17. a) Superficie de coque adherida a la tubería. b) superficie de gas de pirolisis adyacente al gas de pirolisis. Los distintos tipos de coque de petróleo pueden clasificarse según los residuos de partida. (Bonilla D. & Rodríguez J. 2012:23).......................................................47

IX

Ilustración 18.a) Muestra general de coque. b) Clasificación según el sistema de referencia, Reporte de resultados lab. Caracterización y Evaluación de resultados de crudos (ICP-ECOPETROL Bonilla D. & Rodríguez J., 2012:23).....................................................................48Ilustración 19.Cantidad de azufre, carbono e hidrogeno. Reporte de resultados lab. Caracterización y Evaluación de resultados de crudos ICP-ECOPETROL en Bonilla D. & Rodriguez J. ,2012:31....................................................................................................................48Ilustración 20.Diagrama de diseño de procesos (Villarpando W. ,2014:55)...............................53Ilustración 21.Captura de pantalla de la portada del simulador...................................................55Ilustración 22.Arquitectura del simulador Petro-SIM Villarpando W. ,2014:59, KBC (2011:23)........................................................................................................................................................56Ilustración 23.Captura de pantalla del Simulation Basis Manager de Petro-SIM........................57Ilustración 24.Captura de pantalla del Simulation environment de Petro-SIM...........................58Ilustración 25.PFD de un proceso químico simulado (Villarpando W. ,2014:16).......................59Ilustración 26.Paquetes termodinámicos disponibles en un simulador (Gonzales C. & Gonzales C. ,2010:9).....................................................................................................................................60Ilustración 27.Árbol de decisión Petro-SIM (Villarpando W. ,2014:92).....................................61Ilustración 28.Paquete termodinámico en función del proceso Honeywell, ASPENTech..........62Ilustración 29.Paso1 para la selección de los métodos de propiedades físicas (Gonzales C. & Gonzales C. ,2010:10)...................................................................................................................63Ilustración 30.Proceso de pirolisis típico (Quenos, 2001:6)........................................................65Ilustración 31.Planta de producción de etileno (Quenos, 2001:2)...............................................66Ilustración 32.Sección de pirolisis y enfriamiento súbito, (Quenos, 2001:1) hornos de pirolisis (Zimmermann H. & Walzi R: 470)................................................................................................67Ilustración 33.Diagrama de la sección de enfriamiento súbito, a la derecha quench tower (Quenos, 2001:3)...........................................................................................................................68Ilustración 34.Sistema de compresión, tres etapas (Quenos, 2001:4)..........................................69Ilustración 35.Torre de absorción planta Carrasco (Villarpando W.:20) y a la izquierda esquema de tratamiento de impurezas (Quenos, 2001:4).............................................................................70Ilustración 36.Secado y enfriamiento de gas (Quenos, 2011:5)...................................................73Ilustración 37.Torres de fraccionamiento (Moncada: Portada y Calle M.:79)............................75Ilustración 38.Columna fraccionadora etano etileno (Quenos, 2011:5)......................................76Ilustración 39.Diagrama esquemático del proceso de la planta de olefinas I (Rodríguez M. & Hernández A. ,2000:10).................................................................................................................80Ilustración 40.Reactor tubular longitudinal (tomado con permiso especial de Chem, Eng.63 (10) ,211(oct. de1956) por Mc Graw- Hill, Inc., Nueva York, YN 10020) En Fogler (2005:15)........82Ilustración 41.Reactor tubular (Fogler 2005:15)..........................................................................82Ilustración 42.Esquema de un reactor catalítico de lecho empacado (Fogler 2005:13)...............84Ilustración 43.Esquema general del horno de pirolisis (User Guide Petro-SIM, 2005: 294)......86Ilustración 44.Esquema de un horno de pirolisis (Zavaleta J. & Pilco A. ,2007:5).....................87Ilustración 45.Serpentín con aletas e intercambiadores lineales (Zimmermann y Walzi, 2012:485,496)................................................................................................................................89

X

Ilustración 46.Captura de pantalla de un horno de pirolisis petro-SIM del programa donde se detallan los modelos de diseño disponibles...................................................................................90Ilustración 47.Modos de transferencia de calor: conducción, convección y radiación (Incropera, 1996:19).........................................................................................................................................93Ilustración 48.Intercambiadores de calor de tubos concéntricos a) flujo paralelo, b) contraflujo (Gelmi, 2006:117)..........................................................................................................................96Ilustración 49.Intercambiadores de calor d eflujo cruzado a) con aletas y ambos fluidos sin mezclar, b) sin aletas con un fluido mezclado y el otro sin mezclar (Gelmi, 2006:117)...............96Ilustración 50.Partes de un intercambiador de placas (intercambiadores de calor Moncada: 17).......................................................................................................................................................98Ilustración 51.Partes de un intercambiador de doble tubo (intercambiadores de calor Moncada: 38)..................................................................................................................................................99Ilustración 52.Partes de un intercambiador de casco y tubos intercambiadores de calor Moncada: 40)...............................................................................................................................100Ilustración 53.Compresores de gas disponibles comercialmente (precios en US$) (Gelmi C. 2006:68).......................................................................................................................................106Ilustración 54.Compresor reciprocante a) simple acción b) doble acción Moncada, bombas, compresores y ventiladores: 82...................................................................................................108Ilustración 55. Columna de destilación (Moncada, destilación: 3)............................................115

Índice de tablas

Tabla 1.Componentes del gas natural en Bolivia............................................................................7

Tabla 2.Composicion del gas natural producido en algunos campos bolivianos............................8

Tabla 3. Importación de diésel oíl ENE-JUN 2014.......................................................................14

Tabla 4.Exportación de GLP (TM) ENE-JUN 2014.....................................................................14

Tabla 5.Composición de hidrocarburos para aplicaciones comerciales e industriales..................18

Tabla 6.Producción proveniente de la planta separadora Gran Chaco..........................................19

Tabla 7.Propiedades físicas del etileno..........................................................................................22

Tabla 8.Esquema de reacciones de pirolisis e hidrogenación del etano .......................................34

XI

Tabla 9.Parámetros cinéticos.........................................................................................................34

Tabla 10.Problemas y efectos de las principales impurezas en los productos de fraccionamiento de gas natural.................................................................................................................................38

Tabla 11.Análisis próximo del coque Reporte de resultados lab. Caracterización y Evaluación de resultados de crudos.......................................................................................................................47

Tabla 12.a) sistema de colores de Aspen hysys (Aguilar J., 2009:12) b) Sistema de colores del simulador Petro-SIM.....................................................................................................................56

Tabla 13.Paquete de fluido............................................................................................................60

Tabla 14.Ecuaciones de PR-SRK extractadas del manual que acompaña al software..................64

XII

Capitulo I. Generalidades

1.1. Introducción

Bolivia es uno de los mayores productores de gas natural del continente sudamericano, los hidrocarburos se constituyen en la principal fuente de recursos económicos de nuestros país ya sea a través de la exportación del gas natural, el IDH, etc.

Durante muchos años hemos vendido nuestra materia prima con un alto valor energético y precios muy bajos, es por eso que se vio la necesidad de construir un complejo petroquímico el cual permitirá obtener mayores beneficios de nuestro gas natural e introducir a Bolivia en la industria petroquímica, primeramente se prevé la construcción de la planta separadora de líquidos Gran Chaco, planta separadora de líquidos de Rio Grande, planta de urea y amoniaco y la planta de producción de etileno polietileno.

El presente trabajo se enfoca principalmente en la simulación de la planta de etileno, ubicado en el Departamento de Tarija, Localidad de Yacuiba, dentro de la provincia de Gran Chaco, en proximidades a la Planta de Separación de líquidos de Gran Chaco, el cual será alimentado con una carga de etano, GLP, isopentano y gasolina proveniente de esta planta y permitirá obtener aproximadamente 600.000 TMA de polietilenos de diferentes características y aplicaciones.

El etileno es una olefina de alto interés a nivel mundial principalmente a la industria de los plásticos ya, que a partir de este podemos obtener una gran variedad de subproductos, son muchos los factores que intervienen en la implementación de una planta de etileno entre los principales están la disponibilidad de materia prima, la tecnología disponible, el mercado y muchos otros factores.

Las simulaciones computacionales de procesos productivos en la industria química constituyen una herramienta muy útil para el desarrollo de los procesos, pues aprovechan la rapidez de cálculo de un ordenador para entregar resultados de forma instantánea. En una industria en constante cambio, como lo es la industria de los combustibles, la habilidad para predecir rápidamente que pasara si se modifican una o más variables de proceso es fundamental a la hora de controlar adecuadamente los procesos especialmente de aquellos que tendrían altos costos .

Petro-SIM es un software que permite recrear los equipos e instalaciones que llevan a cabo los procesos productivos, asignar condiciones de trabajo y obtener resultados estimativos de variables de operación, el cual es muy similar al Software Aspen HYSYS.

13

Este trabajo se divide en seis capítulos: en el primer capítulo se detallan los objetivos tanto generales como específicos, siendo la simulación del proceso de producción de etileno nuestro principal interés, la justificación en donde se detallan los motivos que llevaron a realizar este proyecto especialmente el económico y operacional ya que mediante la simulación se puede realizar estimaciones de manera rápida y sin el riesgo que llevaría ejecutarla de manera física determinando las condiciones de operación óptimas.

El segundo capítulo del proyecto se enfoca en los conceptos teóricos básicos más relevantes que intervienen en el proceso de pirolisis con vapor y en lo que se refiere a la simulación, el capítulo tres se muestra el proceso de pirolisis o cracking con vapor de manera detallada describiendo una planta de pirolisis en la cual se pueden observar diferentes secciones como la sección de pirolisis , absorción, la sección de compresión , la sección de secado y lavado, sección de enfriamiento y la sección de fraccionamiento además de indicarse las variables de proceso que son más importantes en cada sección de la planta.

El cuarto capítulo se refiere a los equipos involucrados en el proceso y los conceptos teóricos en los que se fundamentan cada uno de ellos, como lo son las columnas de fraccionamiento, columnas de absorción, intercambiadores de calor, compresores y otros equipos menores; constituyéndose el horno de pirolisis el corazón de este proceso.

El quinto capítulo se realizó la simulación de la planta de etileno, que se basa en el flowsheet de planta obtenido de la bibliografía consultada, para tal fin se usó el sofwre petro-SIM versión 4.0, se eligió como paquete termodinámico la ecuaciones de Peng Robinsons y posteriormente la de Soave Redlichk Kwong, para realizar la elección del mejor paquete para este proceso se realizó la simulación del proceso en tres situaciones diferentes considerando una alimentación a los hornos cuya composición sea de un 100 % etano , 100% propano y una mezcla cuya composición corresponde a la producción de la planta separadora de líquidos Gran Chaco y comprobar en qué caso se obtendría mayor producción , se identificó las secciones que son más sensibles en el proceso y que presentan mayores complicaciones (cuellos de botella) con ayuda del sofware se elaboraron diferentes diagramas que ayudaron a la elección de las condiciones ,mas optimas

El ultimo capitulo corresponde a las conclusiones y resultados más importantes obtenidas después del desarrollo de la simulación de la planta de etileno con la ayuda del software Petro-SIM 4.0.

Una vez realizada la simulación, se realizó una comparación con resultados obtenidos directamente de plantas que se encuentran en funcionamiento, y para esto se ha utilizado diversa información; como artículos científicos, tesis y otros trabajos similares para evaluar la exactitud de la simulación realizada con el software Petro-SIM 4.0

14

Finalmente podemos concluir que desarrollar una simulación computacional del proceso de producción de etileno a partir de nuestro gas natural implica conocer a fondo el sistema que se desea simular, tanto en el rango permitido de operación de ciertos equipos como en valores típicos de variables de proceso (presión, temperatura, flujos o composiciones, etc.).

En la última parte del proyecto se encuentran los anexos que sirvieron para la elaboración de este trabajo, en los se muestras algunos diagramas, tablas, etc.

1.2. Antecedentes

Se observa que los índices de crecimiento tanto del producto nacional bruto como el demográfico, son muy favorables creando un mercado fértil para la futura demanda de los productos químicos. Esto se verifica al constatar que la población de América del Sur es mayor a la de los Estados Unidos o Europa, lo que evidencia el potencial de mercado existente en la región.

Durante estos últimos años Bolivia está centrada en dar un valor agregado a la materia prima extraída en lugar de solo producirla. Una de las prioridades para el país es el desarrollo eficiente del sector energético, por lo cual se contempla como estrategia fortalecer la exploración y producción de crudo y gas, modernizar y ampliar la capacidad de refinación, incrementar la capacidad de almacenamiento, suministro y transporte de energéticos y desarrollar diversas plantas procesadoras de productos derivados y gas, cuya meta principal es satisfacer la demanda de sus producto petroquimicos por lo que se decidió la construcción de un nuevo centro petroquímico el cual aprovecharía la disponibilidad de hidrocarburos provenientes del gas y crudo que se explotan en los yacimientos del país y este sea capaz de satisfacer sus demandas en cuanto a suministro energéticos, petroquímicos básicos y generar divisas por la exportación de sus excedentes.

En este sentido, es fundamental la existencia de infraestructura necesaria que propicie una mayor rentabilidad y competitividad en la petroquímica y sus derivados, ya que éstos son utilizados en diversos sectores de la economía nacional.

Es por tal sentido que se decido la construcción de una planta de etileno donde la petroquímica Básica suministrará etano gas esto se obtendría de la planta separadora de líquidos Gran Chaco para la producción de etileno, polietileno, polipropileno y otros derivados. Este trabajo se enfoca en la simulación de este proceso lo cual nos permitirá tomar las decisiones más acertadas frente a cualquier situación.

La simulación y diseño de procesos durante muchos años ha sido de gran ayuda para los ingenieros de procesos, operadores, inversionistas y toda aquel que esté involucrado con estos procesos y esta tecnología sigue renovándose día a día ofreciendo mayores ventajas,

15

los programas crean modelos más realistas, simulando diferentes situaciones con mayores velocidades de procesamiento mayor capacidad de almacenaje de datos y son entornos más amigables en la interacción con el usuario.

A nivel Sudamérica existen diversa plantas instaladas de diversas características y capacidades como lo son las de México, Venezuela y países vecinos como Argentina, Brasil y a nivel mundial los mayores productores son los japoneses Los principales productores de PE (polietileno) son los mismos que etileno: BRASKEM, Dow, Pemex, Pequiven

1.3. Planteamiento del problema

En Bolivia se cuenta con grandes reservas de hidrocarburos gaseosos y es capaz de satisfacer la demanda del mercado interno y externo contando con un remanente que puede ser industrializado, de esta manera, dar un mayor valor agregado a la materia prima del país.

Para llevar a cabo la industrialización de la materia prima se ha realizado el diseño de un complejo petroquímico ubicado en el departamento de Tarija - provincia Gran Chaco, donde se tiene previsto la construcción de la planta de producción de etileno.

Debido a la complejidad que involucra el funcionamiento de este tipo de planta y los futuros problemas que pueden presentarse es de gran utilidad realizar una simulación de la misma, para obtener configuraciones y condiciones óptimas, además de ubicar secciones donde se presenten inconvenientes. Consecuentemente, el uso de software o simuladores de procesos como el Petro-SIM, se constituyen en una herramienta de gran utilidad para realizar estimaciones en menor tiempo que estén muy próximas a la realidad.

1.4. Pregunta de investigación

¿Es posible desarrollar la simulación de una planta de producción de etileno con el simulador de procesos Petro-SIM 4.0?

1.5. Objetivos

1.5.1. Objetivo general

Realizar la simulación estacionaria del proceso de producción de etileno con el simulador de procesos Petro-SIM 4.0.

1.5.2 Objetivos Específicos

- Simular en Petro-SIM 4.0‚ las unidades básicas de los procesos productivos de una planta de etileno.

16

- Analizar el efecto de la alimentación en la producción de etileno teniendo tres casos diferentes:

a) Alimentación proveniente de la planta separadora de Gran Chaco.b) Alimentación 100% etanoc) Alimentación 100% propanod) Alimentación mezcla etano/propano

1.6. Justificación de la investigación

Bolivia es un país con grandes reservas de gas lo cual permitirá abastecer de manera continua a la planta de etileno y a partir de esta obtener las cantidades estimadas de etileno, esto es de vital importancia para nuestro país ya que dar un valor agregado a nuestra materia prima significa mayor cantidad de recursos económicos para el país, debido a la gran demanda que existe. La simulación de la planta de etileno es muy importante porque nos permitirá realizar estimaciones futuras, elegir una configuración de planta que se adapte a nuestras necesidades.

El desarrollo de un modelo de simulación permite crear una herramienta útil para la obtención de balance de materia y energía de una planta empleándose parámetros operacionales esto permite realizar un análisis de sensibilidad en los diferentes equipos aplicada a distintos cambios de alimentación a los hornos de craqueo, permitiendo de esta manera estudiar y evaluar la respuesta del sistema a los cambios producidos en las condiciones de operación de esta planta para de esta manera detectar y prevenir los cuellos de botella en la planta.

De manera general el contar con un modelo de simulación que refleje el comportamiento de la planta en cualquier situación operacional permite detectar y prevenir cualquier anomalía y aplicar así las acciones correctivas necesarias a fin de no interrumpir las operaciones de planta lo cual implicaría una la reducción de la producción y perdidas económicas significativas ya que esta planta trabajara con grandes volúmenes de hidrocarburos,

1.6.1 Justificación técnica

La obtención de etileno mediante craqueo con vapor es una técnica conocida y la cual se viene practicando durante varios años si bien es cierto que existen nuevas técnicas como la des hidrogenación catalítica el cual remplaza el horno de pirolisis por reactores en serie es una técnica que recién se están implementando.

1.6.2. Justificación Social

La planta de producción de etileno debido a la disponibilidad de materias primas se constituirá en una fuente de ingresos económicos de importancia y las nuevas industrias que serán generadas a partir de esta permitirán crear un nuevo polo de desarrollo y nuevas

17

fuentes de trabajo ya sea generando empleo de manera directa o indirecta. Por lo cual es importante que los operadores tengan un conocimiento detallado del proceso y puedan realizarse cálculos de manera precisa, esto es posible con la ayuda de este software (Petro-SIM) ya que es una herramienta que permite resolver grandes sistemas de ecuaciones de una forma rápida.

1.6.3. Justificación Económica

Debido a que actualmente no se cuenta aún con la planta de producción de etileno que demande el etano como petroquímico, este es inyectado a los ductos de gas natural seco y comercializado como energético a un precio menor al petroquímico.

Con este proyecto se logrará satisfacer la demanda interna de productos petroquímicos, sustituyendo importaciones con productos nacionales de alta competitividad.; asimismo, permitirá generar un mayor valor agregado, al aprovechar el etano como un insumo petroquímico en vez de utilizarlo sólo como energético.

Una correcta simulación de la planta de producción de etileno permitirá un ahorro económico importante, mediante la determinación de la configuración de planta que brinde mayores beneficios, es decir establecer un equilibrio entre la configuración operacional más óptima y los costos, ya que cualquier falla representaría grandes sumas de dinero perdido debido a los grandes volúmenes de hidrocarburos que serán manejados.

1.7 Metodología desarrollada

La metodología que se siguió para cumplir eficazmente con los objetivos propuestos es la que se describe a continuación:

- Revisión del proceso de producción de una planta de etileno - Definir el proceso de producción para la obtención de etileno de grado polimérico.- Estudio de conceptos teóricos en los que se fundamentan cada uno de los equipos

que intervienen en el proceso.- Elaboración del modelo de simulación para una planta de producción de etileno.- Estudio de las variables que afectan la operación en la planta a fin de determinar

cuáles son las condiciones más optimas de operación.

18

Capitulo II. Marco teórico

2.1. Gas natural

El gas natural es un combustible fósil formado por un conjunto de hidrocarburos que, en condiciones de reservorio, se encuentran en estado gaseoso o en disolución con el petróleo. Se encuentra en la naturaleza como «gas natural asociado» cuando está acompañado de petróleo y como «gas natural no asociado» cuando no está acompañado de petróleo. (Cáceres, 2002:17).

La composición del gas es variable antes de extraer del yacimiento subterráneo, varía según la parte del campo o yacimiento del cual se extrae. El gas producido en un pozo de gas o el producto con petróleo crudo no es de la misma composición que el gas producido en otro pozo de gas o de petróleo, aun cuando los pozos estén en el mismo campo y su producción provenga del mismo yacimiento esto se puede evidenciar en la tabla 2.

A diferencia del petróleo, el gas natural no requiere de plantas de refinación para procesarlo y obtener productos comerciales. Las impurezas que pueda contener el gas natural son fácilmente separadas por procesos físicos relativamente sencillos

2.1.1. Composición de gas natural en Bolivia

El principal componente del gas natural es el metano, que usualmente constituye entre 80-90 % del mismo. Sus otros componentes son el etano, el propano, el butano y otras fracciones más pesadas como el pentano, el hexano y el heptano. Generalmente contiene 1% de impurezas como son el nitrógeno, bióxido de carbono, helio, oxígeno, vapor de agua y otras que son también de combustión limpia. En la Tabla 2 se observan las características del gas natural de algunos campos gasíferos nacionales.

*Es un gas natural noble exento de azufre

Tabla 1.Componentes del gas natural en Bolivia (Valverde S.YPFB:17).

19

Componente(Sustancia)

Mezcla Bolivia(%Vol)

Metano 90.36Etano 7.17Propano 1.57Butano 0.19Más pesados 0.63Dióxido de carbono

1.14

Tabla 2.Composicion del gas natural producido en algunos campos bolivianos. (CNH.www.cbh.org.bo.)

2.2. Situación hidrocarburifera en Bolivia

En el caso de Bolivia y en referencia al modelo de empresa estatal, Yacimientos Petrolíferos Fiscales Bolivianos(YPFB), luego de la Nacionalización, se ha trasformado en una empresa dinámica que administra contratos, regula precios, produce gas, petróleo, refina petróleo, distribuye y comercializa gas e industrializa gas y se fundamenta en el Decreto de Nacionalización, instrumento jurídico mediante el cual el Estado boliviano recupera la propiedad, la posesión y el control total y absoluto del sistema productivo de los hidrocarburos. Actualmente, los contratos de operación vigentes en el país, suscritos entre YPFB y empresas internacionales, abarcan un cinco por ciento del territorio nacional.

Las necesidades internas y los compromisos asumidos, así como la evolución de los mercados regionales han ido generando nuevos escenarios de demanda y de producción de hidrocarburos. Los compromisos contraídos con Brasil y Argentina y el rápido crecimiento del mercado interno, demandan mayores volúmenes de producción, lo que presiona para un desarrollo más intensivo en exploración, descubrimiento y desarrollo de reservas adicionales.

2.2.1. Reservas de gas natural

En el año 2009 Ryder Scott & Associates Certificó las Reservas del País en 9.94 TCF’s (Trillones de Pies Cúbicos) La Estimación Actual de las Reservas del País Según YPFB Corporación es de 11.2 TCF’s.

20

Ilustración 1.Reserva nacional de Gas Natural (en trillones de pies cúbicos americanos) (www.anh.com.bo)

2.2.2. Producción de hidrocarburos

La producción sujeta al pago de IDH, regalías y participaciones es medida en punto de fiscalización a la salida de la planta más los volúmenes de producción sujetos a penalidades por quemas como se puede observar el la figura 2. Este volumen es menor a la producción bruta debido a que esta última es medida en boca de pozo antes del proceso de separación de los componentes licuables y anterior a las actividades de uso del gas en los campos como combustible, quema y venteo, Esta producción se entrega en su totalidad a YPFB por las diferentes empresas que operan los campos bajo contratos de operación. Durante el primer semestre del 2014, alcanzó un promedio de 60,11 MMm3/día.

Planta de Extracciónde

Licuables

Condensado

Gasolina Natural

GLP

Gas NaturalResidual

Reservorio

Boca de Pozo

Batería

Punto de Fiscalización

Punto de Fiscalización

Comercialización

Campos con Facilidades de Adecuación y con Planta de Extracción de Licuables

Producción libre de combustible, quema e inyección

Gas Natural Rico

21

Ilustración 2.Campos con facilidades de adecuación y con planta de extracción de licuables (fundación Jubileo).

Según el boletín estadístico de YPFB (2014) durante el primer semestre de este año, la producción bruta de gas natural alcanzó un promedio de 61,83 MMm3/día, mientras que la de hidrocarburos líquidos (petróleo, condensado y gasolina natural) llegó a un promedio de 64,08 MBbl/día, como se observa en la figura 3.

Ilustración 3.Evolución de la producción de hidrocarburos Enero-Junio 2014(Boletín estadístico Enero-Junio 2014)

Los campos con mayor aporte a la producción total fueron Sábalo, Margarita - Huacaya y San Alberto representando el 30,7%, 24,4% y 16,0% respectivamente. Otros campos que tuvieron una producción significativa fueron Yapacaní e Itaú, que representaron el 5,3% y 4,3% de la producción total respectivamente.

Tarija el mayor productor de gas natural, alcanzando un promedio de 41,38 MMm3/día (representando el 68,84% de la producción nacional), seguido de Santa Cruz con una producción promedio de 10,62 MMm3/día (representando el 17,67% de la producción nacional), Chuquisaca con 6,16 MMm3/día (representando el 10,25% de la producción nacional) y Cochabamba con 1,95 MMm3/día (representando el 3,24% de la producción nacional).

2.2.3. Destino de la producción total de gas natural

En el periodo de enero a junio de 2014, el 96,71% de la producción total de gas natural fue entregado a ducto con destino al mercado interno para cubrir la demanda de los sectores eléctrico, industrial, residencial, comercial y de transporte vehicular y sector externo, para cumplir con las obligaciones con Brasil y Argentina como se detalla en la retorta de la figura 4.

22

El 1,50% de la producción fue destinada al uso como gas combustible en las instalaciones de los campos de producción y no se registraron inyecciones en los pozos. Asimismo, los componentes licuables (GLP y gasolina natural) del gas natural y separado en las plantas, representaron el 0,91% de la producción total. El 0,27% de la producción fue destinado a la quema y el 0,61% al venteo.

Ambas operaciones como consecuencia, principalmente, de pruebas de producción, intervención, terminación de pozos y por razones de seguridad en el funcionamiento de las instalaciones de los campos de producción.

Ilustración 4.Ilustración 4. Balance del gas natural ENE-JUN 2014(Boletín estadístico Enero-Junio 2014)

2.2.4. Mercado externo

A la fecha YPFB mantiene compromisos externos mediante contratos de compra venta de gas natural suscritos con Brasil y Argentina.

El contrato con Brasil de compra venta de gas natural (GSA) fue suscrito en 1996, tiene una duración de 21 años, esto es a partir de 1999 hasta 2019. Este contrato inicialmente estableció el envío de 16 MMm3/día de gas natural, sin embargo, después de la firma de dos Adendas al mismo, se llegó a establecer el máximo volumen de venta de 30,08 MMm3/día más el combustible requerido en el tramo Mutún - Sao Paulo y que actualmente se encuentra en vigencia. Asimismo, desde los inicios del contrato se estableció un poder calorífico en base saturada que no sea menor a 1.034 BTU/pie3.

El contrato con Argentina de compra venta de gas natural entre YPFB y Energía Argentina S.A. (ENARSA) fue suscrito el 2006 con una duración de 21 años a partir del 1º de enero de 2007 hasta el año 2026 y contempla el envío de gas natural a la República Argentina,

23

por un volumen inicial de 7,7MMm3/día durante los tres primeros años, con posibilidad de incrementarse en función de las ampliaciones de gasoductos en ambos países hasta alcanzar 27,7 MMm3/día, manteniendo este nivel hasta la finalización del contrato. Asimismo, desde el inicio del contrato se estableció un poder calorífico en base seca que no sea menor a 1.000 BTU/pie3.En julio de 2012, se firmó un “contrato interrumpible de compra y venta de gas natural” entre YPFB y ENARSA, el acuerdo entró en vigencia ese mismo mes y tendrá una duración de 15 años hasta el 31 de diciembre de 2026, es un contrato independiente al suscrito el 2006.

Ilustración 5.Volúmenes de exportación de gas natural ENE-JUN 2014 (Boletín estadístico Enero-Junio 2014)

Durante el primer semestre de 2014, los volúmenes diarios exportados al mercado del Brasil a través del contrato YPFB – Petrobras (GSA) mostraron en promedio de volúmenes diarios superiores a los 31,7 MMm3 y las exportaciones al mercado de Argentina, a través del contrato YPFB – ENARSA, mostraron en promedio volúmenes superiores a 14,8 MMm3/día

2.2.5. Precios

Los precios de gas natural en el mercado interno se encuentran entre un nivel máximo de 4,40 $us/Mpie3 y un nivel mínimo de 0,57 $us/Mpie3, en función al sector de destino y según la normativa vigente en aplicación. os precios de exportación de gas natural a la Argentina, son calculados y aplicados de forma trimestral conforme a lo estipulado en el contrato suscrito con ENARSA y al contrato suscrito con Petrobras (GSA), debido a los componentes en la determinación del precio en los contratos de exportación, los precios de venta de gas natural al mercado externo muestran una alta correlación al comportamiento

24

de los precios del crudo WTI.E el precio de venta de gas natural a la Argentina en promedio durante este semestre fue de 10.15 $US MMBtu y a Brazil 8.77 $US/MMBtu.

2.2.6. Hidrocarburos líquidos

La producción certificada de petróleo, condensado y gasolina natural es medida en el punto de fiscalización de los campos y está sujeta al pago de IDH, Regalías y Participaciones, cuyo valor representó el 72,95% de la producción total de hidrocarburos líquidos. Por otro lado, la producción de petróleo representó el 8,18% y, la producción de gasolina natural que representa el 18,87% de la producción total.

Los campos gasíferos que más aportan a la producción total de hidrocarburos líquidos son: Sábalo, Margarita-Huacaya y San Alberto, en vista a la producción de condensado asociado al gas natural. La producción de líquidos de estos campos en el segundo semestre de 2014 representó el 74,2% de la producción total de hidrocarburos líquidos. El departamento con mayor producción de hidrocarburos líquidos es Tarija (68,52%) con una producción promedio de 43,87 MBbl/día, seguido de Chuquisaca (11,67%) con 7,47 MBbl/día, Santa Cruz (11,50%) con una producción promedio de 7,36 MBbl/día y Cochabamba (8,31%)con un promedio de 5,32 MBbl/día.

2.2.7. Combustibles líquidos obtenidos por refinerías

La Gasolina Especial es el combustible de mayor producción en el país y su producción de enero a junio del 2014 alcanzó un promedio de 18.080 Bbl/día.

El Diesel Oil es el segundo combustible de mayor producción de las refinerías después de la Gasolina Especial, la producción promedio alcanzó 15.030 Bbl/día

El Jet Fuel es el tercer combustible de mayor producción y solo las refinerías de YPFB Refinación S.A. lo producen, la producción total de Jet Fuel en dichas refinerías se compone de 53,1% de la Refinería Gualberto Villarroel y 46,9% de la Refinería Guillermo Elder Bell.

El Kerosene y la Gasolina Premium son de menor producción y son elaborados solamente por las refinerías de YPFB Refinación S.A., la Refinería Gualberto Villarroel produjo el 97,0% (315 bbl/día) del Kerosene y la Refinería Guillermo Elder Bell el restante 3,0% (10 bbl/dia) del Kerosene y el 100% (65 bbl/dia) de la Gasolina Premium.

El crudo reconstituido, obtenido en el proceso de refinación, es destinado al mercado externo debido a la ausencia de tecnología en las refinerías nacionales para procesar este producto. Al primer semestre del 2014 se tiene registrado un volumen total exportado de Crudo Reconstituido que alcanza 1.259.079 Bbl.

25

2.2.8 Volúmenes de importación

El promedio de las importaciones de Diésel Oíl durante el primer semestre del 2014 fue de 438.984 Bbl/mes, como se observa en la tabla 2.El GLP dejó de importarse desde diciembre del 2013.

Tabla 3. Importación de diésel oíl ENE-JUN 2014(Boletín estadístico Enero-Junio 2014)

La producción de GLP en Plantas durante el primer semestre del 2014, tuvo un promedio 542,78 TM/día, la Planta de Separación de Líquidos Río Grande, ubicada en el Municipio Cabezas de la Provincia Cordillera del departamento de Santa Cruz, durante el mes de julio 2013 inició la producción de GLP y de enero a junio de 2014 alcanzó un promedio de producción de 324,67 TM/día.

Asimismo, esta producción garantiza el abastecimiento al mercado interno y parte de la misma se exporta a Paraguay, Uruguay y Perú, inició en el mes de agosto del 2013 la exportación de GLP a Paraguay con un volumen de 353,78 TM., en el mes de septiembre de 2013 comienzo la venta de GLP a Uruguay con un volumen de 108,24 TM y en marzo de 2014 inició la exportación a Perú con 151 TM. Durante el primer semestre del 2014, la venta de GLP a los países mencionados fue de 20.129,75 TM. Como se detalla en la tabla 4.

26

Tabla 4.Exportación de GLP (TM) ENE-JUN 2014 (Boletín estadístico Enero-Junio 2014)

Para el primer semestre del 2014, la producción de GLP en Plantas representó el 49,1% de la producción total, la producción de la Planta Separadora de Líquidos Rio Grande representa el 29,4% y la producción de GLP en refinerías representó el 21,6%.

2.3. Industrialización del gas natural en Bolivia

Como ya se vio en párrafos anteriores Bolivia es un país exportador de gas natural aunque con deficiencias en el abastecimiento de hidrocarburos líquidos como diésel y gasolina.Por otra parte, la evolución de los mercados globales de productos petroquímicos ha sido una motivación para considerar las oportunidades que ofrece la demanda de derivados de gas en la región, y el hecho de dar valor agregado al gas natural representa un importante flujo de divisas para Bolivia.

Actualmente se percibe a América del Sur como un importador neto de productos químicos. Brasil, Chile, Perú y Colombia son los países con mayor déficit (2011) y Venezuela es el principal exportador de derivados de metano

En Bolivia se inicia el proceso de industrialización del gas “Sector de la Petroquímica”, mediante la producción de urea, amoniaco y polietileno, etileno que en este caso será objeto de estudio del presente trabajo ,YPFB espera sustituir el 100% de la importación de fertilizantes y que los volúmenes excedentes serán exportados a los mercados de Argentina y Brasil, donde se advierte un déficit en la producción, y por otro lado, observamos el potencial del litio, con la producción inicial de cloruro de potasio para luego comercializar el carbonato de litio, Bolivia tiene todas las condiciones para ser el articulador energético del continente.

2.3.1. Aspectos básicos a considerar

Según Palencia J. (congreso internacional 2012) las decisiones para la inversión en este campo dependen de varios factores como ser la disponibilidad de materia prima; los precios, aunque eventualmente estos se ajustan a los niveles globales de mercado perdiendo así su ventaja comparativa; se toma en cuenta el crecimiento del mercado y la capacidad de acceso. El tercer elemento está referido a los costos de construcción, pues se estima que una planta petroquímica tiene un costo promedio de $us 5 billones. El cuarto aspecto se refiere al marco legal y a la promoción del gobierno para el desarrollo de infraestructura, derechos de propiedad intelectual, entre otras condiciones. Finalmente el acceso al financiamiento es el quinto componente considerado, esto desde la perspectiva de si la empresa o el país son acreedores confiables. Resumiendo estos son los puntos relevantes que deben ser considerados son:

- Disponibilidad de materia prima

27

- Precios, mercado y acceso a este- Costos de construcción - Marco legal - Acceso a financiamiento

En síntesis, serán la capacidad de acceso a las materias primas y las ventajas ofrecidas por los países las que determinen las inversiones en esta industria.

La actual política energética del gobierno es la de promover un mayor uso industrial del gas, que actualmente asciende a 5% de la producción bruta. La ley de hidrocarburos señala que el precio interno del gas no puede superar el 50% del precio de exportación, por lo tanto el gas boliviano consigue precios muy atractivos.

Asimismo, las preocupaciones expresadas, respecto al hecho de que las reservas no sean suficientes y sostenibles a largo plazo, parece ser un factor que es tomado en cuenta al momento de decidir respecto a nuevos compromisos de suministro, las reservas se han reducido de 26,7 TCF en 2004 a 9,9TCF en 2009 y los bajos precios están disuadiendo nuevas inversiones en el desarrollo de reservas.

Por otro lado, el acceso a los recursos de capital extranjero está limitado y en lo referido al marco legal, se advirtió que las nuevas leyes de hidrocarburos aún no están totalmente reguladas para lograr su permanencia y total fuerza legal.

A pesar de lo anteriormente mencionado, el precio actual es tan atractivo que se mantendría la inversión, incluso con un aumento porcentual significativo.

2.3.2. Planta de extracción de Líquidos Gran Chaco

De manera breve describiremos el proceso de obtención de la materia prima para las plantas productoras de etileno (planta de extracción de líquidos Gran Chaco). La corriente de gas de alimentación fluye a través de los filtros de gas de entrada e ingresa a la unidad de deshidratación, con el fin de reducir el contenido de agua, luego el gas seco es enviado a la unidad de extracción de líquidos (unidad criogénica) donde los componentes licuables son removidos de la corriente de gas natural, el gas natural es comprimido y reinyectado al gasoducto mientras que los líquidos obtenidos se separan en las unidades de fraccionamiento.

Se logra una alta recuperación de etano y componentes más pesados usando el proceso de turbo expansión denominado GSP (Gas Subcooled Process).

La unidad de extracción de líquidos está compuesta por trenes con una torre demetanizadora por tren en estas torres se obtiene gas residual por el tope y por el fondo componentes licuables (etano y más pesados), los líquidos de fondo se envían a la unidad

28

de fraccionamiento para su separación, la cual presenta una torre detanizadora y una torre fraccionadora de GLP que permite obtener por el tope el GLP y en fondo gasolina no estabilizada y en el caso de que la planta quede fuera de operación el gas de entrada se deriva hacia el colector de descarga de los compresores del gas residual , en esta instancia el gas fluye por by pass de la planta.

Ilustración 6.Esquema operativo del gas húmedo y condensados (PEMEX, 2007)

2.3.2.1 Gas residual

El gas residual obtenido de la planta Gran Chaco con un 90.99 % de metano en su composición es reinyectado a los gasoductos de exportación Brasil argentina ya que esta tendría una ubicación estratégica, debido a la diferencia en cuanto a poder calorífico para argentina (1038 BTU/pc) mayor que el de Brasil (998 BTU/pc), se requiere una mezcla en el caso de Brasil, y en el caso de argentina se puede alimentar directamente de la descarga de la planta de extracción. Lo cual se ilustra mejor en la figura 8.

29

Ilustración 7.Comparación contratos Brasil-Argentina y composición de gas residual proveniente de la planta separadora Gran Chaco (Plan de inversiones 2009-2015:153)

2.3.2.2. Gas licuado de petróleo (GLP)

El gas licuado del petróleo (GLP) es la mezcla de gases licuados presentes en el gas natural o disuelto en el petróleo. Los componentes del GLP, aunque a temperatura y presión ambientales son gases fáciles de licuar a temperatura ambiente, de ahí su nombre. En la práctica, se puede decir que los GLP son una mezcla de propano y butano, se produce como un derivado de procesos de gas natural y el refinamiento de petróleo. Este arde de forma más limpia que la gasolina. Además está disponible al público en general, los vehículos que utilizan GLP producen menos emisiones que la gasolina reformulada. Es importante diferenciar entre el Gas Licuado de Petróleo (GLP) y lo que se denomina “Líquidos del Gas Natural» (LGN) que se refiere a la combinación de propano, butano, pentano, hexano y otros condensados presentes en el gas natural.

2.3.2.3. Etano

Etano es una materia prima en la producción de etileno por lo que esta olefina es usada para producir muchos materiales como plásticos resinas, fibras, etc. Este hidrocarburo constituye un excelente combustible de vehículos automotores, capaz de incrementar el octanaje de la gasolina al ser mezclado con ésta última y lo que ha permitido el desarrollo de nuevos motores para mezclas de alcohol/gasolina en sistemas carburados y de inyección electrónica. Por otra parte, es un reactivo muy valioso a nivel científico ya que se puede utilizar en síntesis orgánica, análisis cromatográfico y refrigeración criogénica; en la industria de procesos químicos se utiliza para el craqueo de vapor en la producción de etileno, ante su elevada selectividad frente a los hidrocarburos pesados. (Aga, 2005).En la tabla se presenta la composición frecuente de hidrocarburos para uso industrial y comercial obtenidos por fraccionamiento (Bahnassi et al. 2005).

30

Tabla 5.Composición de hidrocarburos para aplicaciones comerciales e industriales (Sierra F., Guerrero C. y Guerrero R, C. ,2011:149)

2.3.3. Planta de producción de etileno

La planta de separación de Líquidos Gran CHACO separará de la corriente de gas de exportación a Argentina componentes líquidos como butano, metano, propano y gasolina natural. Una vez implementado este proceso, el país se convertirá en exportador neto de Gas Licuado de Petróleo (GLP).

Producción proveniente de la planta Gran ChacoProducción estimada de la planta de etileno

GN

MMmcd

GLP

TMD

Gasolina

TMD

Iso-Pentano

TMD

Etano

TMD

polietilenos de diferentes calidades

TMA

321.542-2.247

1.137-1.658

716-1.044

2.156-3.144

600.000

Tabla 6.Producción proveniente de la planta separadora Gran Chaco (YPFB, 2013:21,31)

Se prevé que La planta producirá anualmente 600.000 toneladas métricas de polietileno de diferentes calidades y características, y a la vez demandará un consumo aproximado de etano de 756.000 toneladas métricas anuales, que serán extraídas del mismo gas natural. Como se observa en la figura

31

Producto Especificación de

Etano4.46 % m/m máx. C188.7 % m/m min C21.13 % m/m min C3+

Propano2 % liq vol. máx. C296 % liq vol. min C32 % liq vol. máx. C4+

Butano2 % liq vol. máx. C296 % liq vol. min C32 % liq vol. máx. C4+

Pentano Presión de vapor máxima: 12.5 psi

Ilustración 7.Planta de etileno y polietileno (YPFB Exploración, 2012:13)

Ya analizada la situación de los hidrocarburos en el país es necesario tomar en cuenta los siguientes conceptos ya que serán base fundamental para la elaboración de la simulación de nuestra planta de etileno:

2.4. Petroquímica

En la actualidad la petroquímica es un rubro productivo de vital importancia para la sociedad debido al intenso uso de los derivados y nuevos materiales que antes no se conocían más que en laboratorio como el óxido de etileno, la acroleína, los éteres glicólicos y otros, puesto que su importancia se encuentra asociada a la gran aplicación que tienen todos sus productos utilizados en las actividades del hombre como: la agricultura, alimentación, medicina, producción de artículos de consumo, etc.

La petroquímica es una rama de la industria química, por medio de la cual se obtienen productos químicos partiendo de los subproductos de las refinerías o del gas natural. En el suplemento del Diccionario de la Lengua Española, Real Academia Española, decimonovena edición, 1970, página 1.410, se define petroquímico, ca, así: “Dícese de la industria que utiliza el petróleo y el gas natural como materias primas para la obtención de productos químicos”.

La importancia de esta industria radica en los altos volúmenes de producción a partir de materias primas abundantes y a bajo precio [AOP, 2011].

32

2.5. Composición química del petróleo

Hidrocarburos de acuerdo a la estructura molecular y a la relación con hidrogeno se clasifican de la siguiente maneras pueden observar algunas de estas moléculas en el anexo 1:

2.5.1. Saturados

Son hidrocarburos alifáticos llamados también alcanos o parafinas. Se caracterizan por presentar enlaces simples de C-C y los otros saturados por hidrogeno, siendo la formula general de los no cíclicos CnH2n+2, los hidrocarburos saturados son cuantitativamente los más importantes (50/60% del conjunto).Los alcanos normales son gaseosos (C1-C4), líquidos del C5-C15 y solidos del C16 adelante

Estructuralmente pueden diferenciarse en: Parafinas normales, isoparafinas, neoparafinas y ciclo parafinas.

2.5.2. No saturados

Estos hidrocarburos no existen en forma natural en el crudo del petróleo, pero se forman durante los procesos de refinación, son, muy similares estructuralmente a las parafinas pero como mínimo dos de los átomos de carbono están unidos por doble enlace o triple enlace.

En los productos acabados son indeseables generalmente debido a que los dobles o triples enlaces son reactivos, produciendo fenómenos de oxidación polimerización más fácilmente.

Estructuralmente se pueden clasificar en:

2.5.2.1. Olefinas

Son hidrocarburos alifáticos o alquenos , se los llama olefinas porque en presencia de hidrácidos o halógenos producen sustancias aceitosas.se caracterizan por presentar enlaces dobles de C=C siendo su fórmula general CnH2n para los no cíclicos y lineales de un solo enlace doble, los miembros inferiores de la serie, producidos en grandes cantidades por el petróleo sirven fundamentalmente en la síntesis de alcoholes, esteres aldehídos, cetonas ,polímeros, plásticos y derivados halogenados ej.: eteno(C2H4), propeno (C2H6) y buteno (C4H8).

2.5.2.2. Acetilenos

Son hidrocarburos alifáticos o alquinos, se caracterizan por tener enlace triple de C≡C siendo su forma general CnH2n-2 para los compuestos moleculares de un solo enlace triple.

33

2.5.2.3. Ciclolefinas

Se caracterizan por formar cadenas cerradas, donde todos los enlaces disponibles de los átomos de carbono están unidos con hidrógenos.

2.5.2.4. Aromáticos

La serie aromática de hidrocarburos es química y físicamente muy diferente a los anteriormente estudiados, contienen anillo bencénico el cual no está saturado.

2.5.3. No hidrocarburos

Se llaman así aquellos compuestos orgánicos que contienen, además del carbono e hidrogeno otros átomos como nitrógeno, azufre y oxígeno, estos elementos se ligan a los átomos de carbono e hidrogeno para formar grupos estructurales bien definidos, los cuales tienen características porpias, cada una de las uniones se denomina ´´función orgánica o grupo funcional ´´.

2.6. Etileno

El etileno, uno de los productos petroquímicos más importantes, se utiliza como materia prima para la producción de productos petroquímicos claves, tales como polietileno, poliestireno y PVC.

El etileno es un gas que se almacena y transporta con dificultad en condiciones criogénicas, por lo que su producción y consumo se realiza dentro de grandes complejos industriales en los que se encuentra integrada la refinería de tipo petroquímico y las plantas de producción de derivados.

Es un producto altamente reactivo participando en reacciones de oxidación, polimerización, halogenación, alquilación, etc.

El mercado de etileno como tal es bastante reducido, siendo la gran mayoría procesado en plantas de producción de derivados. Existen dos especificaciones de referencia, el más puro (high grade), también denominado grado polímero con contenidos muy bajos de metano, etano y, sobre todo, acetileno, y el de menor pureza (low grade) también denominado grado químico

2.6.1. Características

El eteno o etileno es el miembro más simple de los alquenos (olefinas). Es un gas incoloro, de agradable olor, ligeramente soluble en agua y que al arder libera una brillante llama. Se produce comercialmente mediante "cracking" de nafta y a partir del gas natural.

34

Las propiedades más relevantes son:

Formula química C2H4

CH2=CH2

Peso molecular 28.0

Gravedad especifica 0.30 a 60 ˚F(15.5˚C)Peso, kg/lt 0.35

Temperatura de ebullición -103.7˚C

Pureza típica 99.0-99.5%

Tabla 7.Propiedades físicas del etileno (Barberii E. ,1998:325)

En el anexo 2 se pueden observar otros valores característicos de otras propiedades.

2.6.2. Derivados del etileno

De los derivados del etileno se confeccionan diariamente una casi inagotable serie de artículos que se utilizan en todas las actividades de la vida moderna.

Esta prodigiosidad del etileno ayuda a conservar muchos otros recursos minerales y vegetales que antes constituían las fuentes principales para la obtención de esos artículos. Además, tanto la abundancia del gas y de los derivados del petróleo como la tecnología moderna de la manufactura de plásticos y otros artículos a partir del etileno, han permitido que los precios de todos esos artículos sean más asequibles a la totalidad de la población mundial. (Barberii E. ,1998:323).

En la agricultura, se utiliza también como colorante y agente madurador de la fruta. Constituye la olefina más importante por ser una materia prima para las principales cadenas de plásticos, El principal derivado es el polietileno (PE), existen varios tipos de PE: baja densidad (PEBD), alta densidad (PEAD) y polietileno lineal de baja densidad (PELBD).el segundo uso en importancia es el PVC Tercer uso es el óxido de etileno y su derivado etilenglicol, otros usos de etileno serían los estirenos y su derivado poliestireno.

Los productos de interés industrial que derivan del etileno y del propeno así como sus principales aplicaciones son:

35

Ilustración 8.Procesos de etileno y sus derivados (Barberii E. ,1998:324)

36

2.6.3. Consumo mundial

La demanda mundial de plásticos para el 2010 fue de190 millones de toneladas métricas. El polietileno de alta densidad es la que tiene mayor demanda, el consumo mundial para ese mismo año alcanzó alrededor de 32,9 millones de toneladas métricas.

América Latina incrementó su demanda de polietileno de alta densidad en casi 9%, consumiendo 1.99 millones de toneladas métricas adicionales. La dependencia de América Latina de las importaciones continuará hasta el 2013. Después de ese año la región alcanzará la auto-suficiencia y se convertirá en un exportador neto. La demanda mundial de polietileno lineal de baja densidad alcanzó 20,9 millones de toneladas métricas por año. América Latina contribuyó con 5.6% de la demanda mundial.En Norte América el consumo de Polietileno Lineal de Baja Densidad (PELBD) fue mayor al de Polietileno de Baja Densidad (PEBD) con 5,3 millones de toneladas métricas por año. Las importaciones netas de la región entre 2014 y 2015 sobrepasan las 700 mil toneladas métricas por año.

Históricamente, en aquellas regiones donde el gas natural es un recurso abundante, el etano ha sido la materia prima más utilizada para la producción de etileno, no solo por el menor costo de producción frente a materias primas alternativas, sino también por el mayor rendimiento en etileno. Para las regiones donde el gas natural es un recurso más bien escaso, tales como Europa y algunos países del Este Asiático (China, Japón, Corea del Sur, etc.), la materia prima más utilizada es la nafta, dado que puede ser fácilmente almacenada y transportada. Cuando se reporta la utilización de nafta como materia prima en la literatura, esta fracción incluye comúnmente la contribución de la gasolina natural de manera implícita. La Figura 9 resume las diferentes materias primas empleadas para la producción de etileno a nivel mundial 

Ilustración 9.Materias primas para producción de etileno a nivel mundial

37

El proceso de producción de etileno a partir de nafta, la cual representa cerca del 50% del consumo total de materias primas disponibles, es una tecnología bien conocida.

Existen plantas eficientes de producción de etileno a partir de nafta en todo el mundo, aunque, existe poca capacidad instalada, por lo cual la demanda supera la oferta. De esta situación se infiere que la instalación de una planta de características internacionales es una buena estrategia de desarrollo a largo plazo, principalmente por el valor agregado que genera y la factibilidad del proyecto.

Los actuales proyectos en marcha, incluso los que se están desarrollando en los Estados Unidos, que demorarán de cuatro a cinco años en su implementación, no serán suficientes para abastecer el creciente mercado (2012), la demanda global de polietileno fue cerca de 75 millones de toneladas en 2010, América Latina (6%) está avanzando en la visión comercial de la industria petroquímica, aunque la región asiática se ha constituido en el consumidor más grande y de más rápido crecimiento con un 39%.

Las principales materias primas para la petroquímica son la nafta y el etano (gas natural). A partir de etano se produce principalmente etileno , a partir de nafta virgen se obtiene además de etileno, propileno, Butilenos, butadieno y gasolina de pirolisis (aromáticos) El precio internacional de la nafta está relacionado con el petróleo, que es definido por los mercados internacionales todos los países pueden competir en la petroquímica de nafta, incluso los que importan materia prima, como es el caso de Japón, aunque éste y otros países importadores de esta materia prima, exporten productos de altísimo valor agregado.

En el caso del gas natural, es difícil de transportar (costo elevado) y no es un commodity comerciable, a excepción del GNL. Entonces sólo países con grandes reservas de producción consiguen desarrollar la petroquímica del gas que agrega valor al gas natural, generando empleos y mayores ingresos en favor del país. Aunque se advierte que la petroquímica instalada en un cierto país debe ser competitiva respecto a un mercado globalizado, cíclico y que muestra volatilidades en los precios. El gas de lutita (shale gas) se perfila en la región como un importante factor de disponibilidad de materia prima para la industria. Argentina y Brasil tienen las principales reservas de este tipo de gas, aspecto que seguramente modificará el escenario en término de disponibilidad y uso de materias primas.

Para Bolivia es importante y urgente impulsar un cambio de patrón primario, es decir, de país exportador de materias primas a uno con capacidad de lograr “valor agregado”, como es el sector petroquímico. Para el logro de ese fin se identificaron mercados de exportación y la necesidad de generar mayor incentivo a la inversión destinada al sector petroquímico.

38

2.7. Obtención

La vía más lógica para obtener etileno es el “craqueo a vapor” del etano, a través de diferentes procesos de conversión a partir de etano y fracciones más pesadas pero también puede ser obtenido a partir de metano y de este otros productos como propileno, combustibles líquidos y sus derivados aunque con precios no competitivos.

Las tecnologías de conversión del metano son relativamente recientes, éste se produce utilizando gas de síntesis por lo que puede hacerse a partir de gasificación de carbón, así como el reformado con vapor de metano o la obtención de etileno a partir de metanol.

El proceso más empleado para la producción de etileno es el de cracking térmico de hidrocarburos tales como etano, propano, naftas, etc. Esta tecnología es bien conocida y se encuentra ampliamente aplicada. El proceso de producción de etileno a partir de nafta (obtenida de la destilación de petróleo) es básicamente el mismo que a partir de gasolina natural. Teniendo en cuenta las cantidades y el escaso valor agregado de la gasolina natural en algunos países, se propone su uso como materia prima petroquímica, en nuestro caso al ser un país que tiene grandes reservas gasíferas y pocas reservas de hidrocarburos líquidos la planta de etileno usara como materia prima el gas natural.

2.7.1. Craqueo de olefinas.

En la actualidad el etileno se produce, junto con otras olefinas de 3 y 4 átomos de carbono mediante proceso petroquímicos de craqueo con vapor de hidrocarburos (naftas, gasoil y etano, aunque también propano y butanos.)

El cracking térmico es un proceso de transformación de HC que pone en juego la temperatura como agente de activación. Es un proceso destructivo mediante el cual las grandes moléculas son descompuestas térmicamente en otras más pequeñas de menor punto de ebullición. El interés de este proceso reside en el hecho de que las moléculas de menor peso molecular que se obtienen son de alto valor económico y no se encuentran en el petróleo.

Es un proceso endotérmico, así que el aporte de temperatura es fundamental. Dicho aporte se realiza por medio de un horno. El resto del equipo permite separar los productos y es tanto más complejo cuanto más severas sean las especificaciones de pureza que se desean cumplir.

De manera general según el tipo de carga y el diseño y las especificaciones de la planta, La alimentación líquida o gaseosa atraviesa primeramente el horno de cracking y, a continuación, los productos líquidos pesados se extraen, mientras que los gaseosos se comprimen y luego se separan según los principales productos buscados: etileno, propileno, butadieno

39

Los hornos o calentadores son del tipo de serpentín y la carga conjuntamente con el vapor fluye por los tubos. Al salir la carga del horno comienza a ser sometida a los diferentes pasos requeridos por el determinado proceso seleccionado: enfriamiento, fraccionamiento, catálisis, separación, compresión, remoción de sustancias coadyutorias, secamiento, recirculación u otros para obtener por operaciones intermedias coproductos olefínicos y aromáticos conjuntamente con el etileno esto se puede apreciar en la figura 10.y figura 11.

Ilustración 10.La planta de producción de etileno es el cracker térmico (Report, agosto 2011)

40

Ilustración 11.Flujograma de un proceso de obtención de etileno (Barberii E. ,1998:325)

2.8. Cracking a Vapor “Steam Cracking”

La descomposición por acción de calor y en ausencia de oxigeno se denomina pirolisis La pirolisis o craqueo de hidrocarburos es el rompimiento de las moléculas.

La pirolisis de hidrocarburos puede realizarse con métodos térmicos o catalíticos.

- Pirolisis térmica: mecanismo de reacción con formación de radicales libres.- Pirolisis catalítica: el calor es remplazado por catalizadores los cuales promueven el

rompimiento de enlaces produciendo iones con cargas opuestas.

Tanto los radicales libres como iones son inestables y autorregenerables permitiendo la formación de diversos productos. En un proceso de pirolisis de hidrocarburos para la obtención de etileno se tienen varios productos los cuales varían desde hidrogeno, metano, olefinas de bajo peso molecular hasta aromáticos pesados.

La pirolisis de los alcanos, en particular en lo que concierne al petróleo se conoce como steam cracking o craqueo térmico con vapor.

En el caso de la pirolisis de etano para la producción de etileno, se utiliza una carga hidrocarburos livianos. Al ser una reacción endotérmica, se hace pasar una mezcla de hidrocarburos en presencia de vapor de agua a través de unos serpentines (tuberías en forma espiral), en un rango de temperaturas entre 700-950 °C, situados en un horno con quemadores múltiples que suministran el calor necesario para llevar a cabo estas reacciones de ruptura.

2.8.1. Reacciones

Esencialmente, el cracking térmico consiste en la ruptura de las moléculas de HC, bajo la única influencia de la temperatura, seguida de otra serie de rupturas o recombinaciones parciales de los grupos formados inicialmente.

Existen dos tipos de reacciones involucradas en el cracking térmico:

2.8.1.1. Reacciones principales:

Son reacciones en serie de carácter endotérmico las cuales permiten la formación del producto, a partir de la descomposición de radicales todas aquellas que son beneficiadas con el aporte de temperatura, son las de mayor interés. También se las conoce como reacciones de ruptura.

41

Es importante que el diseñador de la planta de etileno tenga un conocimiento completo de los principios químicos asociados con la descomposición pirolitica. La pirolisis térmica es producida por un mecanismo complejo de varias reacciones altamente endotérmicas. De acuerdo al tipo de reacción se pueden clasificar en reacciones principales (obtención del producto deseado) y reacciones secundarias (obtención de productos secundarios o no deseados).

Reacción global

C2 H6 →C2 H 4+H 2 Ecuación 1

Reacción de descomposición

C2 H 6 →2C H 3. Ecuación

2

C H3 °+C2 H6→ C H4+C2 H 5. Ecuación 3

C2 H5 °→ C2 H4+H ° Ecuación 4

2.8.1.2. Reacciones secundarias:

No es aconsejable que se produzcan. Son fundamentalmente reacciones de des hidrogenación y condensación que finalmente producen aromáticos, olefinas superiores y coque Algunas de ellas son polimerización, isomerización, alquilación, deshidrogenación, condensación, etc., dando productos no deseados.

2 C2 H 5° →C4 H10 Ecuación 5

C2 H 4 → C2 H 2+H 2 Ecuación 6

El coque se forma cuando los átomos de hidrogeno son liberados de los radicales de hidrocarburos hasta el punto de dejar solo una capa de carbono elemental. Las reacciones primarias que participan en la formación de coque en la superficie metálica de los serpentines radiantes son:

C H 4→ C H3 °+H ° Ecuación 7

C H3 °→ C H2 °+H ° Ecuación 8

C H2 °+ H 20 → CO+2 H 2 Ecuación 9

42

C2 H2 →CH 2°+C Ecuación 10

Dependiendo de las impurezas y de los cambios de temperatura puede existir la presencia de CO:

- Reacción del gas de síntesis:

CO+ H 2→C+H2 0 Ecuación 11

- Reacción de Boudouard:

2 CO→C O2+C Ecuación 12

- Descomposición del metano

C H 4→ C+2 H2 Ecuación 13

2.8.2 Cinética química de la reacción de pirolisis

El mecanismo de pirolisis, por medio del cual el etileno y sus subproductos se producen, tiene una profunda influencia económica en la manufactura de oleínas.

Para cualquier alimentación especifica las condiciones de tiempo de residencia, nivel de temperatura, grado de conversión y presión parcial de hidrocarburos, bajo los cuales se lleva a cabo la pirolisis, tienen su efecto en la calidad del producto

Puesto que el costo neto de alimentación es usualmente el costo más significativo del costo de producción, la selección de las condiciones de cracking conduce a un alto rendimiento de productos y subproductos siendo este el aspecto más importante en la manufactura económica de olefinas.

Además, en los procesos de cracking usados, también influye el capital y los costos de operación y mantenimiento de la planta.

2.8.2.1. Reacciones por radicales libres

Las reacciones químicas que ocurran durante el cracking térmico son bastante complejas; y el grado de dificultad crece con el incremento del peso molecular del hidrocarburo pirolizado y con el incremento de la conversión.

F. O. Rice estableció, en los años 1930 que la descomposición por pirolisis involucra la producción y subsecuente reacción por radicales libres; pudo relacionar los principales

43

productos resultantes de la pirolisis a baja conversión de algunos hidrocarburos parafinicos (desde el etano hasta el hexano inclusive).

A pesar de esto las reacciones aun para el compuesto de interés más simple: etano, es tan compleja que no ha sido posible relacionar la distribución completa del producto, especialmente a conversión alta. Sin embargo los mecanismos de radicales libres han sido una poderosa herramienta en predicciones y correlaciones de datos de pirolisis.

El craqueo térmico de hidrocarburos es la principal ruta a nivel industrial para la producción de etileno el cual ocurre por un mecanismo de radicales libres que involucra las siguientes etapas (Kirk-Otmer): iniciación, propagación y terminación.

Iniciación

Ocurren las reacciones de rompimiento de enlaces C-C y C-H, generando radicales libres. Las raciones de ruptura de enlace C-C son menos endotérmicas que las reacciones de ruptura de enlace C-H.

La pirolisis del etano provee la ilustración más simple de los mecanismos por radicales libres. La reacción empieza con la división de la molécula de etano en dos radicales metilos:

C2 H6 →C H3 °+C H 3 ° Ecuación 14

Propagación

Los radicales libres formados en la primea etapa reaccionan con otras moléculas alimentadas como reactivos para producir más radicales libres, un radical metilo reacciona con otra molécula de etano para dar metano y un radical etilo.

C H 3 °+C2 H6→+C H 4+C2 H 5° Ecuación 15

Posteriormente el radical etilo se descompone en una molécula de etileno y un átomo de hidrogeno:

C2 H5 °→ C2 H4+H ° Ecuación 16

El átomo de hidrogeno después ataca a una molécula de etano y produce una molécula de hidrogeno y un nuevo radical de etilo de manera similar a la reacción 15.

44

H °+C2 H 6→ H2+C2 H5° Ecuación 17

El radical etilo formado por la reacción (17) se descompone por la reacción (16) quedando así otro átomo de hidrogeno. Por lo tanto las reacciones (16) y (17) constituyen una reacción en cadena, siendo su efecto neto representado por la ecuación molecular simple:

C2 H6 →C2 H 4+H 2 Ecuación 18

La reacción (14) se refiere a la reacción inicial e involucra la división de un enlace carbón- carbón las reacciones (15) y (16) son reacciones de transición en las cuales los radicales formados por la división de la reacción inicial, experimentan después reacciones en las cuales no son regenerados, formándose de esta manera los radicales necesarios para establecer un mecanismo de cadena.

Si el mecanismo de cadena representado por las reacciones (16) y (17) pudiera continuar interrumpidamente sería necesaria solo una molécula de etano descompuesto por la reacción (14) y el resto del etano reaccionante seria atribuido a la reacción (17).

Bajo estas circunstancias, los productos de reacción consistirán solamente de etileno e hidrogeno en cantidades equimolares de acuerdo con la ecuación molecular simple (18).

Terminación

En esta etapa se forman olefinas a partir de los radicales libres según las condiciones de temperatura se pueden polimerizar formando compuestos de mayor complejidad.

Sin embargo, el ciclo de cadena se romperá si un radical de etilo o un átomo de hidrogeno reaccionara con otro radical por cualquiera de los siguientes caminos:

H °+ H ° → H 2 Ecuación 19

H °+C H 3° →CH 4 Ecuación 20

H °+C2 H 5→ C2 H 6 Ecuación 21

C2 H5 °+C H3° →C3 H 8 Ecuación 22

C2 H5 °+C2 H5° →C4 H10 Ecuación 23

45

Cuando una cadena se interrumpe por cualquiera de esas reacciones, será necesario generar nuevos radicales para las reacciones (14), (15) y (16) y empezar una nueva cadena. Siempre que se inicia una nueva cadena, una molécula de metano se produce por la reacción (15) y una nueva molécula de etileno por la reacción (16)

Sin embargo, las reacciones de pirolisis a escala industrial se requieren altas conversiones, donde las reacciones secundarias ejercen mayor importancia.

Una revisión bibliográfica particularmente las revisiones de Zdonic et aly de Leathard y Purnelse obtuvieron las reacciones mostradas a continuación (A La Cava &Trim, 1977 J.:65)

Tabla 8.Esquema de reacciones de pirolisis e hidrogenación del etano (A La Cava &Trim, 1977 J.:65)

En la figura 9 se observan los parámetros cinéticos aunque existe cierta incertidumbre respecto a estos.

46

Tabla 9.Parámetros cinéticos(A La Cava &Trim, 1977 J.:66)

Se observa que la pirolisis es sensible a la presencia de oxígeno y hay que tomar precauciones para su exclusión en el reactor además el modelo de radicales libres no toma en cuenta la catálisis en presencia de oxígeno.

Algunos investigadores han estudiado la pirolisis de hidrocarburos en fase vapor y han encontrado que la velocidad de desaparición del reactante es, generalmente, independiente de la presión y de la razón superficie a volumen de reactor. Puesto que la desaparición puede ser considerada como unimolecular y seguir un mecanismo de primer orden puede presentarse por la forma de ecuación integrada:

ktθ=2.3 log( 11−α

) Ecuación

24

Donde:

Kt=Constante de velocidad de reaccion en seg-1

Θ=es el tiempo de residencia en seg.

α = es la fraccion de reactante desparecido en seg.

La constante de velocidad de reacción varía con la temperatura de acuerdo con la ecuación de Arrenhius.

47

k=A e−ERT Ecuación 25

Donde:

A=Factor de frecuencia

E= Energía de activación, BTU/Lbmol.

R=Constante de los gases, 1.986BTU/Lbmol˚R

T=Temperatura absoluta, ˚R

Por supuesto para cualquier compuesto especifico el cual reacciona de acuerdo a un mecanismo de primer orden, el logaritmo de la constante de velocidad de reacción varia linealmente con 1/T.

2.8.2.1.1. Patrón de temperatura

En cualquier clase de aparato comercial práctico no es posible alcanzar instantáneamente el calentamiento del reactante a la temperatura deseada y después mantener esa temperatura por algún tiempo específico.

En los hornos de pirolisis en la producción de olefinas, la temperatura del reactante se eleva continuamente desde la entrada a la salida del serpentín de reacción, la elevación de temperatura es más rápida cerca de la entrada, donde la carga se calienta a la temperatura a la cual la velocidad de reacción es importante, y es menos rápida a través de la zona de reacción a la salida, debido a la naturaleza endotérmica de las reacciones.

Puesto que la temperatura, así como también la velocidad de reacción están continuamente cambiando es necesario considerar la historia tiempo-temperatura del reactante que pasa sucesivamente a través de pequeños incrementos de la longitud del serpentín para calcular ʃkɵ para todo el serpentín y poder predecir la conversión a la salida.

2.8.2.1.2. Tiempo equivalente

Para comparar los procesos de pirolisis o predecir el funcionamiento de un aparato en particular bajo diferentes condiciones de operación, es conveniente usar el concepto de tiempo equivalente.

El tiempo equivalente, el cual debe estar basado en una temperatura especifica de referencia, es el tiempo en el cual el reactante pudiera ser elevado instantáneamente a la temperatura de referencia y permanecer ahí, produciría el mismo grado de desaparición que el alcanzado en un horno en el cual la temperatura varía gradualmente desde su entrada

48

hasta su salida. Para fines prácticos de cálculo se toma como referencia la temperatura de salida del reactor.

(θ¿¿ eq)t=ktdθ

kt¿

Ecuación 26

Dónde:

(θ¿¿ eq)t=¿¿tiempo equivalente en seg a la temperatura de referencia

Kt=constante de velocidad a la temperatura de referencia

2.9. Condiciones del proceso de pirolisis

Es evidente que para cada tipo de alimentación existirán unas condiciones de operación óptimas, que serán diferentes para cada una de las posibles cargas y función de la distribución de productos que se desee obtener. Es decir que partiendo de distintas materias primas podemos obtener distintos productos finales modificando las características y condiciones del cracking. En todos estos casos lo que hacemos es una revaloración de la carga o materia prima ingresada, es decir hemos obtenidos productos de mayor valor agregado y de potencial mayor rentabilidad comercial.

Por otro lado resulta difícil estudiar aisladamente el efecto que tiene cada una de las variables en la operación, debido a que sus efectos están estrechamente relacionados, como ocurre con la temperatura tiempo de residencia o con la presión y relación de dilución, a continuación describiremos cada uno de ellos ya que este será un factor preponderante para realizar la simulación de los hornos de nuestra planta de etileno.

- Alimentación- Temperatura: - Presión: - Vapor de dilución: - Tiempo de residencia: - Enfriamiento de productos

2.9.1. Alimentación al horno de pirolisis

Para cualquier proceso la elección de la alimentación está determinada en primer lugar por la disponibilidad de la misma en calidad, cantidad suficiente y se requiera una preparación suficientemente sencilla, que le haga susceptible de su utilización industrial que dependerán a su vez de las condiciones del mercado, tanto como técnicas como económicas, (López, 1985)

49

En una situación general en la que se disponga de todas las alimentaciones y se pueda elegir la adecuada, son tres los factores que deben ser considerados:

- La disponibilidad y preparación de dicha carga,- Las condiciones en las que se producirá dicha carga - Los rendimientos de los principales productos.

En cuanto a la elección del hidrocarburo o fracción petrolífera que se alimente a los hornos de pirolisis van desde etano a gas oil pesado incluso el propio crudo, dentro de ellas la nafta es de mayor utilización aunque en ocasiones se utilicen fracciones más pesadas, como queroseno como posibles alternativas para el proceso se utilizan hidrocarburos livianos de bajo costo como parafinas, naftalenos y aromáticos simples. Es recomendable el uso de parafinas para disminuir la polimerización y formación de coque,

Bajo estos aspectos (disponibilidad y preparación) es obviamente el petróleo crudo la alimentación de mayor interés ya que se obtiene directamente y en cantidad suficiente al menos comparado con las otras posibles alimentaciones, pero su utilización plantea serios problemas como la obtención de grandes cantidades de pesados, así como impurezas que hay que eliminar como el azufre y lo hacen poco rentable en la actualidad

A continuación se situarían los productos obtenidos en las torres de destilación de crudo como lo son los gases licuados de petróleo (LPG), la nafta, el queroseno, gas oil o fuel oil; cualquiera de estas fracciones puede ser usada como alimentación de pirolisis.

Por último se encontrarían los hidrocarburos puros obtenidos a partir de tratamientos de las anteriores fracciones. Pirolizar etano, propano, pentano, etc. permite una realización, más sencilla de la operación suministrando aceptables rendimientos en los productos de interés, sin embargo el volumen de inversión necesaria para su obtención les hace industrialmente inviables.

No obstante, hay casos, como ocurre con el etano obtenido en la pirolisis de la nafta, en que resulta rentable reciclar tales hidrocarburos al reactor de pirolisis ya que se obtiene como subproducto de la operación como se describe en el presente proyecto.

Si los productos que se desean obtener son etileno–propileno, es preferible que la carga sea propano, porque a pesar de que cae el rendimiento en etileno, aumenta en propileno.

2.9.1.1. Preparación de la alimentación

Es importante considerar que dada la procedencia del gas natural, los productos separados pueden contener impurezas en diversa proporción, conteniendo trazas de CO2,H2S,H2O y CO2 que pueden ser superiores a los niveles máximos permitidos, por lo que su eliminación es crucial para satisfacer tanto las especificaciones del mercado y los sistemas de

50

distribución y transporte como las exigencias ambientales y evitar problemas en etapas posteriores de producción debido a fallas por corrosión, congelamiento y envenenamiento de catalizadores la tabla 10 muestra los efectos que podrían ocasionarse debido a la presencia de impurezas

Impurezas

Problemas y efectos asociados

H2SGas toxicoCorrosión en presencia simultánea de CO2Formación de SO2 por combustión. Gas toxico y corrosivo

CO2 Solidificación en la licuefacción de gas para almacenamientoDisminución del poder calorífico de hidrocarburos

H20Formación de hidratos de metano que pueden obstruir los gasoductos a temperaturas ordinarias y presiones altasFormación de soluciones acidas en presencia de CO2 y H2S

Tabla 10.Problemas y efectos de las principales impurezas en los productos de fraccionamiento de gas natural (Quiroz, 2010 EN Sierra F., Guerrero C. y Guerrero R, C. ,2011:149)

En el caso del etano, las impurezas en mayor proporción son el dióxido de carbono (100% del total existente en concentración 1,98% molar), agua, sulfuro de hidrógeno(aprox. 642ppm molar) y en menor proporción el sulfuro de carbonilo (154 ppm molar); la separación del dióxido de carbono es crucial porque un alto porcentaje de etano se dispone en los equipos de craqueo para la síntesis de etileno y la acidez, que la impureza considerada le proporciona, reduce la capacidad hidráulica del equipo y en consecuencia el rendimiento de conversión. Para el tratamiento se recurre frecuentemente al uso de alcanoaminas en solución acuosa pues es un proceso altamente selectivo.

2.9.2. Temperatura

Es una variable que influye notablemente en las reacciones del proceso, afectando la estabilidad de los hidrocarburos y descomponiéndolos. Con la temperatura se determinan las condiciones límites de diseño que debe tener el horno.

La temperatura es la variable que ejerce mayor influencia sobre los resultados de la pirolisis, sea cual fuere la alimentación usada y su intervalo de variación es función tanto de la carga a tratar como de los resultados deseados.

Este proceso que la reacción se lleva a cabo en un reactor tubular desde el punto de vista industrial según Lopez A., Villora G. & Bodalo A. (1989:46) debido a la longitud que tendría este reactor, no es viable elevar instantáneamente la carga a la alta temperatura de reacción deseada y mantenerla constante durante toda su longitud, sino que la temperatura evoluciona a lo largo del tubo, aumentando progresivamente desde la entrada a la salida, en

51

consecuencia más que una determinada temperatura de reacción, habrá que considerar un ´´perfil de temperatura´´

Al principio el reactor la velocidad de reacción del reactor es grande para conseguir que la carga se caliente hasta el nivel de temperatura en el que la velocidad de reacción se hace apreciable. A partir de ese punto la velocidad de reacción se hace más pequeña conforme pasa por la zona de reacción hasta la salida del horno. Debido al tipo de alimentación y la historia tiempo –temperatura estas velocidades de aumento varían con cada tipo de horno y según sean las condiciones de operación. Por esta razón, para poder calcular la conversión y otras variables se considera el diseño de reactor incremento a incremento de longitud observándose siempre un aumento en la conversión al aumentar el nivel de temperatura, independientemente de lo anterior se suele considerar la temperatura de salida de ñ reactor como parámetro significativo para su diseño y para la estimación de los productos resultantes.

Atendiendo a la influencia que tiene la temperatura sobre la distribución de productos, se observa que al aumentar la temperatura aumenta el rendimiento en el conjunto de olefinas, en forma particular del etileno y en el caso del propileno este disminuye.

En condiciones de máximo rendimiento en etileno se representa en la figura 12 la temperatura de salida del reactor de pirolisis, siempre superior a 800° C frente al número de átomos de carbono de la alimentación.

Ilustración 12.Variación de la temperatura de salida del reactor de pirolisis con el número de átomos de carbono de la alimentación, en condiciones de máximo rendimiento de etileno (Anales de la ciencia, 1985)

52

Se observa como la temperatura disminuye al aumentar el peso molecular de los hidrocarburos gaseosos, mientras que para las fracciones liquidas más pesadas la temperatura de tratamiento aumenta con el peso molecular. El motivo de esta variación puede encontrarse en el hecho de que el etileno es producto de reacción primario para las cargas más ligeras, pero no para las pesadas.

2.9.3 Presión

No es una variable desde el punto de vista operativo porque se mantiene bastante constante. Las reacciones secundarias se ven favorecidas por presiones altas. Por ello se trabaja con presiones bajas, lo que desplaza el equilibrio hacia la derecha.

El valor de presión de trabajo en los procesos industriales sufre pocas fluctuaciones ya que viene fijado por el funcionamiento general de la planta y suele estar para cualquier alimentación próximo a 1 atm, en la salida del reactor aunque a escala industrial es algo mayor.

Las bajas presiones favorecen a las alimentaciones no saturadas y de alto peso molecular mientras que las altas presiones son favorables para alimentaciones saturadas de bajo peso molecular La presión favorece las reacciones de polimerización,

Un modo de ayudar a conseguir bajas presiones es añadir a la alimentación una sustancia inerte algunos autores utilizan nitrógeno y otros helio aunque el utilizado mayoritariamente es el vapor de agua y que da nombre al proceso industrial, por ello se adiciona vapor de dilución para que las presiones parciales de los hidrocarburos sean bajas y la velocidad de reacción sea casi independiente de la presión y disminuya el tiempo de residencia.

2.9.4. Vapor de dilución

El uso de vapor como diluyente en una alta relación vapor/etano en la corriente de alimentación al reactor para aumentar la conversión del equilibrio. Este vapor juega un papel muy importante ya que aumenta la fuerza impulsora de la reacción, mientras reduce las presiones parciales de los compuestos involucrados, lo cual es deseable en este sistema, y actúa como moderador térmico, previniendo una excesiva disminución de la temperatura que bloquearía el progreso de la reacción. Además, el vapor inhibe las reacciones colaterales que conducen a la deposición de coque sobre el catalizador.

La inyección de vapor permite adicionar calor sin tocar los quemadores. La carga de vapor puede oscilar entre 0,5 y 0,7 Kg vapor/Kg carga. Además:

- El vapor, al ingresar a una determinada velocidad aumenta el número de Reynolds, obteniendo un flujo turbulento, posibilitando así mejorar la transferencia de calor en los tubos.

53

- Mejora la separación dentro del horno debido a que disminuye la tensión de vapor de los demás componentes. La inyección de vapor desplaza el equilibrio hacia la derecha.

- Arrastra el posible coque que pudiera llegar a depositarse en las paredes de los tubos.

- Incrementa el rendimiento de los productos y redúcela formación de coque al reducirla presión parcial del sistema.

- Protege el metal del reactor de la corrosión que pueden provocar pequeñas cantidades de SH2y otras impurezas activas que lleve la alimentación

- Tiene un efecto oxidante sobre el metal de los tubos, suficiente para disminuir el efecto catalítico del hierro o níquel sobre las reacciones de formación de coque

Por el contrario su uso presenta ciertos inconvenientes que limitan su contenido en la alimentación como:

- Habría que aumentar el volumen de reactor para una misma producción, lo que se traduce en mayor inversión de los hornos

- Se necesita una mayor cantidad de calor para la producción de ese vapor - Su separación de los productos hidrocarbonados implica un aumento en las

superficies de condensación y necesidad de agua de enfriamiento.- Un aumento de la relación agua/hidrocarburo provoca una disminución de la

temperatura de pared de tubo, efecto más pronunciado en las alimentaciones más pesadas.

2.9.4.1. Relación de dilución

La relación de dilución se define como la relación de peso vapor a peso hidrocarburo alimentado

La relación de dilución aumenta considerablemente con el peso molecular de la alimentación como se observa en la figura 13 en la que varía de 0.3-0.4 para etano hasta 0.8-1.0 para petróleo crudo.

Se encontraron diversos valores según la literatura consultada algunos autores indican una variación de:

- 0.25-0.3 para etano - 0.5-0.6 para nafta ligera- 0.6-0.7 para nafta pesada- 0.8-1 para gas oil

54

Ilustración 13.Variación de la relación de dilución con el número de átomos de carbono de la alimentación (Anales de la ciencia, 1985:4)

2.9.5. Tiempo de residencia

Es el tiempo en el cual se debe alcanzar la temperatura de rompimiento. Cuando el tiempo es muy alto ocurren reacciones de condensación y se originan productos no deseados como aromáticos y gasolinas de pirolisis.

El tiempo de residencia tampoco influye apreciablemente en la elección de la alimentación para cargas ligeras como etano, propano o butano se ha comprobado que una variación de 0.2 a1.2 segundos no influye en los resultados. En cambio para cargas más pesadas se trabaja con tiempos de reacción de 0.3 a 0.5 segundos dependiendo de que se quiera aumentar el rendimiento en uno u otro producto, teniendo en cuenta que los tiempos menores aumentan la selectividad en los productos primarios de reacción.

2.9.6. Enfriamiento de productos:

Los productos deben ser enfriados rápidamente para detener las reacciones, aumentando la eficiencia del horno y disminuyendo la formación de coque.

Otros factores que consideraremos son:

55

2.9.7. Análisis de selectividad

Definiendo la selectividad como la relación entre la velocidad de reacción del producto deseado y la suma de las velocidades de reacción de los productos indeseados se tiene:

s=r AB

r A +rB Ecuación

27

Donde:

S=Selectividad

rAB= Velocidad de reacción del producto deseado

rA, rB= Velocidad de reacción de los reactivos

Cuanto más pesada es la carga, la temperatura de trabajo requerida es menor, porque los pesados son más fácilmente craqueables. Así, el tiempo de reacción también es bajo. Suponiendo que se craquee petróleo el tiempo de reacción es corto, y la temperatura de trabajo es muy baja. Pero en contrapartida, esta carga da muchos subproductos y el rendimiento en los productos deseados es muy bajo.

Para poder trabajar de forma adecuada con las distintas variables surge el concepto de Severidad.

La cual es una función que tiene que ver con la conversión de cracking. Alta severidad implica trabajar con altas temperaturas y bajos tiempos de reacción.

Se puede decir que:

Una alta severidad implica altas temperaturas, bajos tiempos de reacción y una máxima obtención de etileno.

Una baja severidad implica baja temperaturas, altos tiempos de reacción y una máxima obtención de olefinas y BTX.

Los hornos de cracking son flexibles en cuanto al manejo de las variables tiempo de reacción y elección de la carga, dando una amplitud en su uso en cuanto a los distintos productos que se requiere obtener.

La función severidad es una función integral, que si se conoce permite determinar el rendimiento en los distintos productos.

56

Los equipos traen de fábrica una serie de gráficas que nos permiten analizar el efecto de las distintas variables de trabajo sobre el rendimiento en el elemento que deseamos obtener.

2.9.8 Rendimiento de los productos

Generalmente el factor clave determinante de la elección de la alimentación, es la distribución de los rendimientos de los productos contenidos en el efluente, condicionada a su vez por las necesidades y precios del mercado en cada momento.

Según esto si se interesa dirigir el proceso a la obtención de etileno es claramente el etano el que proporciona mayores rendimientos, si además interesa obtener propileno y butadieno convendrá pirolizar un destilado medio (nafta o queroseno) y por ultimo si también se quieren obtener buenos rendimientos en aromáticos, es la nafta la alimentación que proporciona los mejores resultados, en la figura 14 y figura 15 se representa los rendimientos esperados de etileno, propileno, butadieno y aromáticos respectivamente frente al número de carbonos de la alimentación se puede observar que el rendimiento del etileno obtenido al pirolizar etano es mucho mayor que para las otras alimentaciones, disminuyendo al aumentar el peso molecular de aquella.

Ilustración 14.Variación del rendimiento de etileno con el número de carbonos de la alimentación (López A. et al 1985:4)

La figura 15 muestra como disminuye de forma lineal el rendimiento en propileno al pasar de pirolizar propano a otras alimentaciones pesadas, ocurriendo lo contrario con el rendimiento de butadieno que aumenta con el número de carbonos de la alimentación desde etano a gas oil

57

Ilustración 15.Variación del rendimiento en propileno con el número de carbonos de la alimentación (López A. et al ,1985:4)

En la figura 16 se puede observar claramente un máximo en el rendimiento de aromáticos cuando es nafta la alimentación pirolizada.

Ilustración 16.Variación del rendimiento en aromáticos con el número de carbonos de la alimentación (López A. et al, 1985:4)

58

2.10. Productos y subproductos del proceso de pirolisis

La formación de productos y subproductos dependen del control de las condiciones del proceso de pirolisis citadas anteriormente. Siendo los principales constituyentes del efluente en la pirolisis del etano son hidrogeno, metano, etileno y etano sin reaccionar. Otros constituyentes normalmente se presentan en menor concentración son: acetileno, propileno, propano, butanos, pentanos y productos aromáticos de alto peso molecular como alquitrán y compuestos polinucleares coque.

2.10.1. Productos de pirolisis indeseables, problemas

Los mismos productos están presentes independientemente de la alimentación pero la proporción relativa puede variar en un amplio rango, dependiendo de la carga y de las condiciones de pirolisis.

Por lo tanto los gases de pirolisis contienen di olefinas, como propadieno, butadieno y trazas de otros insaturados de alto peso molecular que tienden a polimerizar a temperaturas mayores a 80 C, esto conduce a depósitos sobre la superficie de intercambio de los enfriadores interetapas (lado gas ´carcasa´) así como en los cuerpos del compresor de gas de proceso ocasionando una reducción de capacidad del compresor que conduce a una disminución de la producción de la planta con desviaciones de producción del orden de 15% a 20%(respecto a la producción de diseño), por ensuciamiento de los intercambiadores interetapas, altas temperaturas de descarga con respecto a los valores de diseño. Paralelamente se tiene una disminución al vacío del sistema de la turbina, por efecto de ensuciamiento del condensador de superficie, no permitiendo manejar a la planta manejar cargas cercanas o superiores al 100 % de carga total de diseño.

2.10.1.1. Coque

En la industria de refinación de crudo y petroquímica, es indispensable mejorar las condiciones de operación de los procesos que permitan inhibir compuestos no deseados que afecten el rendimiento del producto principal. La pirolisis o craqueo térmico de hidrocarburos residuales de refino del petróleo, es una de las principales rutas de obtención de materias primas para la industria petroquímica, tales como etileno, propileno y butadieno. No obstante durante este proceso existen reacciones indeseables, dando lugar a la formación de coque lo que causa daños severos en las paredes de las tuberías al interior de los hornos de operación. Cuando esto ocurre, la transferencia de calor disminuye y se incrementa la temperatura de superficie de los tubos haciendo que se formen puntos calientes a través de ellos disminuya la eficiencia del horno. Por lo tanto, esto conlleva a retirar el horno de operación, para realizar la de coquización que consiste en quemar el coque adherido a las paredes de tuberías con una mezcla de aire y vapor de agua.

59

2.10.1.1.1 Generalidades del coque

Es un sólido rico en carbono y alto poder calorífico y bajo poder calorífico, de gran porosidad, y bajo contenido de humedad y cenizas. Su estructura interna consta de un arreglo de cristales grafiticos y carbono amorfo, de formas, orientaciones y tamaños diferentes, atravesados por cavidades cuyas dimensiones varían de acuerdo con la pureza y condiciones del proceso. De color negro intenso, con zonas opacas y brillantes en su superficie

Ilustración 17. a) Superficie de coque adherida a la tubería. b) superficie de gas de pirolisis adyacente al gas de pirolisis. Los distintos tipos de coque de petróleo pueden clasificarse según los residuos de partida. (Bonilla D. & Rodríguez J. 2012:23)

Las aplicaciones industriales del coque de petróleo son diversas y su destino final depende de la calidad del tipo de coque obtenido. Se destaca su utilización en la producción de dióxido de titanio, refinado de metales especiales, agente carburante en acerías, fabricación de ánodos de carbono, fuente térmica en la industria cementera, reducción de óxido de hierro, entre otras.

2.10.1.1.2 Composición química del coque

La composición inmediata de una sustancia es el contenido de carbono fijo, materia volátil, humedad residual y cenizas cuyos valores se detallan en la tabla siguiente:

Propiedad %p/pCarbono fijo 95.68Cenizas 0.37Humedad residual 0.03Materia volátil 3.92

60

Tabla 11.Análisis próximo del coque Reporte de resultados lab. Caracterización y Evaluación de resultados de crudos (ICP-ECOPETROL en Bonilla D. & Rodríguez J. 2012:31)

Las cenizas hacen parte de las sustancias contaminantes del coque, las cuales pueden estar compuestas por calcio, metales u otros componentes de interacción en el proceso, mientras que el contenido de materia volátil pueden ser compuestos contaminantes que intervienen directamente en la estructura del coque, que se liberan por la acción térmica.

Ilustración 18.a) Muestra general de coque. b) Clasificación según el sistema de referencia, Reporte de resultados lab. Caracterización y Evaluación de resultados de crudos (ICP-ECOPETROL Bonilla D. & Rodríguez J., 2012:23).

Las trazas de azufre son mínimas, lo cual indica una eficiencia en los aditivos de azufre que implementa el proceso de pirolisis de etano para la producción de etileno el porcentaje de hidrogeno es mínimo lo cual indica una alta pureza del carbono en el coque.

Sustancia %p/pAzufre total < 0.06% C 97.98% H 0.81

Ilustración 19.Cantidad de azufre, carbono e hidrogeno. Reporte de resultados lab. Caracterización y Evaluación de resultados de crudos ICP-ECOPETROL en Bonilla D. & Rodriguez J. ,2012:31

El poder calorífico o calor de combustión del coque, es una medida del valor energético que puede suministrar el coque como combustible cuyo valor puede ser obtenido mediante un ensayo según la norma ASTM D5865 cuyos rangos promedios de poder caloríficos de los

61

coques (26,27 MJ/Kg) Y carbones (30 MJ/Kg) con un alto poder calorífico para ser aprovechado por industrias siderúrgicas y/o cementeras.

La decoquisacion se realiza con mayor facilidad y eficiencia, al emplear una velocidad de calentamiento de 10°C/min hasta una temperatura de 850°C.

Se debe evitar que la mezcla de hidrocarburos que es alimentada al horno de pirolisis tenga un tiempo de residencia elevado en las zonas del horno que presenten una temperatura relativamente baja (400-600°C)

2.11. Uso de simuladores en la industria química

Todos los profesionales relacionados al desarrollo diario de una planta química tienen la responsabilidad de decidir que hacer frente a diferentes situaciones de operación. Si el flujo de entrada a planta aumenta, se debe añadir más glicol de deshidratación? ¿Cuánto? Si la temperatura del separador ha bajado, ¿qué válvula se debe abrir? Casos como estos, y quizás más complicados, se presentan a diario, y es importante que la persona a cargo sepa que acción resulta ser la más adecuada para solucionar la problemática presente. Lamentablemente las condiciones de trabajo en la industria no permiten el proceso de ´´prueba y error´´, pues implementar una decisión equivocada puede llegar a tener consecuencias indeseadas en las condiciones de especificación del producto. Para obtener una referencia del efecto que produce cierta acción sobre un sistema, se recurre a un modelo. (Villegas ,2007)

2.11.1. Simulador

En general, se puede decir que un simulador es un programa que predice el comportamiento de un proceso a partir de un modelo adecuado previamente analizado, que incluye sistemas termodinámicos adecuados, modelos de propiedades de transporte, ecuaciones de transferencia de calor, de las características de construcción del mismo, entre otros. La exactitud con la cual el programa produce los resultados dependerá básicamente de la fidelidad de los modelos matemáticos y sus limitaciones teóricas, los métodos numéricos y la confiabilidad de los valores de las variables de entrada.

Sin embargo utilizar un simulador no es siempre la única o mejor alternativa, para ello se debe considerar las siguientes situaciones:

- Cuando no existe una formulación matemática.- Cuando existe la formulación matemática pero es difícil obtener una solución

analítica.- Si no existe el sistema real.

62

- Si es imposible experimentar directamente con el sistema real: ya que en planta se debe mantener un estricto control de calidad, no se puede intervenir el sistema las veces que sea necesario hasta encontrar la solución óptima.

- El sistema evoluciona muy lentamente, o muy rápidamente: La posibilidad que ofrecen los simuladores actuales de modificar el tiempo virtual de la simulación. Si por ejemplo se debe esperar una hora para observar el cambio deseado, en el simulador se puede obtener el resultado en pocos segundos.

2.11.1.1. Ventajas y desventajas de los simuladores

Entre las ventajas tenemos:

- Evita cálculos complicados.- Entrega resultados rápidamente, si hay cambios que requieren de un tiempo

considerable para observar los resultados en terreno. - Permite trabajar con sistemas abstractos, no existe el riesgo de inutilizar un equipo

ni la necesidad de detener la producción por decisiones equivocadas.

Se debe tener en cuenta que los resultados de una simulación no son siempre fiables y estos deben ser analizados críticamente.Hay que tener en cuenta que los resultados dependen de: 

- La calidad de los datos de entrada - Las correlaciones empleadas sean las apropiadas (escoger bien el paquete termodiná

mico) - Elección adecuada el proceso.

Como desventajas se pueden citar:

- El desarrollo del modelo puede ser costoso, laborioso y lento. Es preciso un amplio conocimiento del sistema a modelar, incluyendo consideraciones específicas tomadas de plantas o diseños similares.

- Existe la posibilidad de cometer errores. Nunca se debe olvidar que la simulación se lleva a cabo sobre un modelo, y no sobre la situación real; entonces, si el modelo está mal formulado, o se comenten errores en su manejo, los resultados serán incorrectos.

- No se puede conocer el grado de imprecisión de los resultados.

Por lo general, el modelo se utiliza para experimentar situaciones nunca planteadas en el sistema real, por lo que no existe información previa para estimar el grado de correspondencia entre la respuesta del modelo y la del sistema real.

63

2.11.2. Simulación de procesos

La Simulación de procesos puede ser definida como la representación de un proceso o fenómeno mediante un modelo, que permite analizar sus características (Aguilar J., 2009:5) de manera rápida, con el fin de que el modelo se aproxime a la realidad. Este se torna complejo en su simulación y difícil en su resolución, de ahí la necesidad de emplear métodos numéricos, envueltos en paquetes computacionales que los resuelven.

Existen muchos simuladores comerciales para diferentes aplicaciones: mecánicas, procesos, hidráulica, estructural, etc. En cuanto a simuladores enfocados a procesos tenemos: ASPEN HYSYS, CHEMCAD, PROII/PROVISION, PIPE-FLO, PIPESIM, OLGA y muchos otros, pero en este trabajo se hará el uso del software PETRO-SIM.

2.11.2.1. Aplicación de simulación de procesos

La aplicación en la simulación de procesos se da en los siguientes puntos:

o Detección de cuellos de botella en la producción. o Predicción de los efectos de cambios en las condiciones de operación y

capacidad de la planta. o Optimización de las variables de operación. o Optimización del proceso cuando cambian las características de los insumos y

las condiciones económicas del mercado.o Análisis de nuevos procesos para nuevos productos. o Evaluación de alternativas de proceso para reducir el consumo de energía. o Análisis de condiciones críticas de operación. o Transformación de un proceso para desarrollar otras materias primas.o Análisis de factibilidad y viabilidad de nuevos procesos. o Entrenamiento de operadores e ingenieros de proceso.o Investigación de la factibilidad de automatización de un proceso.o Reducción de diseño de la planta, permitiendo al ingeniero varias

configuraciones de planta.o Predecir los costos de planta y la factibilidad económica.o Ayuda a optimizar el proceso dado, determinando las mejores condiciones del

mismo dentro de las restricciones inherentes al proceso.

2.11.2.2. Diseño de Procesos

Pueden considerarse tres etapas: Síntesis de procesos, Simulación de procesos y Optimización.

64

El resultado de estas tres etapas es el diagrama de flujo de procesos en forma no definitiva con lo que se conoce como ingeniería de detalle.

Ilustración 20. Diagrama de diseño de procesos (Villarpando W. ,2014:55)

2.11.3. Etapas generales de una simulación

1. Formulación del problema: En este paso debe quedar bien establecido el objetivo de la simulación. Se deben especificar lo más detalladamente posible los siguientes factores: los resultados que se esperan del simulador, el plan de experimentación, el tiempo disponible, las variables de interés, el tipo de perturbaciones a estudiar, el tratamiento estadístico de los resultados, la complejidad de la interfaz del simulador, etc. Además, se debe establecer si el simulador será operado por el usuario o si el usuario sólo recibirá los resultados.

2. Definición del sistema: El sistema debe estar perfectamente definido, tanto en variables a definir como en los resultados que se espera obtener.

3. Formulación del modelo: Se comienza con un modelo simple que captura los aspectos relevantes del sistema real. Este modelo se ira enriqueciendo como resultado de varias consideraciones adicionales que aportarán precisión.

4. Colección de datos: La naturaleza y cantidad de datos necesarios se determinan directamente por la formulación del problema y del modelo. Se puede considerar como fuente de datos tanto registros históricos y mediciones de laboratorio como observaciones realizadas en el sistema real.

5. Implementación del modelo en el ordenador: Para el caso del simulador PETROSIM, el mismo programa cuenta con modelos predeterminados que sirven de base para realizar las modificaciones necesarias.

6. Verificación: En esta etapa se comprueba que no se haya cometido errores durante la implementación del modelo. Se debe revisar cada cálculo, estructura de programación o método utilizado.

65

7. Validación: En esta etapa se comprueba la exactitud del modelo desarrollado comparando las predicciones del modelo con mediciones realizadas en el sistema real, datos históricos o datos de sistemas similares. Como resultado de esta etapa puede surgir la necesidad de modificar el modelo o recolectar datos adicionales.

8. Diseño de experimentos: En esta etapa se deciden las características de los experimentos a realizar: el tiempo de arranque, el tiempo de simulación y el número de simulaciones necesarias.

9. Experimentación: Se realizan las simulaciones de acuerdo con el diseño previo. Los resultados son debidamente recolectados y procesados.

10. Interpretación: Se analiza la sensibilidad del modelo con respecto a los parámetros que tienen asociados una mayor incertidumbre, como consecuencia las respuestas variarán notablemente.

11. Implementación: Se difunde la simulación y el modelo obtenidos. El responsable de la simulación debe guiar en esta etapa, para evitar que los resultados se utilicen más allá del rango de aplicación considerado en el estudio.

12. Documentación: Elaborar la documentación técnica con una descripción detallada del modelo, datos y manuales de uso con las consideraciones particulares de cada sistema.

2.12. Simulador Petro-SIM 4.0

Petro-SIM es un completo simulador gráfico de procesos que ofrece al usuario la posibilidad de ´´armar´´ el flowsheet en una ventana llamada PFD (Process Flowsheet Diagram), que combina la destacada tecnología Profimatics(R) de KBC y modelos de procesos comprobados para efectuar simulaciones rigurosas de refinerías y plantas petroquímicas.

Ilustración 21.Captura de pantalla de la portada del simulador

Petro-SIM, una interfaz basada en HYSYS.Refinery(R). Su arquitectura totalmente adaptable permite que los ingenieros optimicen una unidad de proceso con el fin de mejorar

66

el funcionamiento diario, o bien simulen una refinería entera para estimar con precisión el impacto de los cambios en los procesos.

Ilustración 22.Arquitectura del simulador Petro-SIM Villarpando W. ,2014:59, KBC (2011:23).

Petro-SIM le permitirá construir su propia base de datos de ensayos con datos de laboratorio o acceder a la más completa y actualizada base de datos de ensayos de crudos comerciales que incluye más de 400 clases de crudo que se comercializan internacionalmente.

2.12.1. Sistema de colores a) b)

67

Tabla 12.a) sistema de colores de Aspen Hysys (Aguilar J., 2009:12) b) Sistema de colores del simulador Petro-SIM. Villarpando W. ,2014:71

2.12.2. Administrador básico de simulación (Simulation Basis Manager) de Petro-SIM

El primer paso necesario es definir los componentes que están presentes en la simulación, y el paquete termodinámico asociado. Esto se realiza en una sección llamada Simulation Basis Manager. Petro-SIM provee de información detallada para bastantes modelos termodinámicos, e inclusive avisa al usuario cuando se escogen componentes que no pueden ser satisfactoriamente modelados mediante el sistema termodinámico seleccionado.

Ilustración 23.Captura de pantalla del Simulation Basis Manager de Petro-SIM

Además, si se desea cambiar de modelo termodinámico para ciertos equipos o secciones de la simulación, se da la posibilidad de elegir diversos paquetes termodinámicos y asociarlos a diferentes listados de Componentes.

2.12.3. Entorno de simulación (Simulation Environment)

Posteriormente se ingresa al Simulation Enviroment, que conjuga las particularidades de tres tipos de ventanas (PFD, Workbook y ventanas de propiedades de cada objeto) y en las que es posible ingresar información de la manera más cómoda para usuario. Una vez seleccionado el modelo asociado con el sistema real, el posterior paso es crearlo en el PFD, tal como si se diseñará un plano, asignando nombres a equipos y corrientes de proceso, creando las conexiones y asignando los datos que se han recopilado a las respectivas casillas que Petro-SIM presenta para tal fin.

68

Ilustración 24.Captura de pantalla del Simulation environment de Petro-SIM

Una vez definidas todas las corrientes de proceso y caracterizadas todas las condiciones y variables relativas a los diferentes equipos que toman parte en la simulación, se pueden observar directamente los resultados, ya que PETROSIM posee un sistema de resolución activado por defecto calculando todas las propiedades y resultados factibles de calcular en todo momento.

Cuando el sistema está completamente definido, se debe asignar nuevos valores a las variables especificadas, y conociendo las respuestas reales del sistema ante dichos cambios, se puede monitorear el grado de similitud que presentan ambos sistemas, el real con el simulado. En caso de ser satisfactoria, Petro-SIM servirá para estimar condiciones futuras.

Ilustración 25.PFD de un proceso químico simulado (Villarpando W. ,2014:16)

Se debe tomar en cuenta que simular no es diseñar, por ejemplo, el programa no puede calcular parámetros de diseño como número de tubos de un intercambiador de calor, diámetro de carcasa, pero podría emplearse como herramienta de diseño probando varias configuraciones del sistema para optimizarlo.

69

2.13. Modelo Termodinámico

En general, un modelo termodinámico es aquel que calculará todas las propiedades del fluido en estudio. Tenemos: las ecuaciones de estado, modelos EOS, modelos de coeficiente de actividad: Modelos gamma y especiales (correlaciones teóricas, empíricas o híbridas) como los que se muestran en la figura.

Ilustración 26.Paquetes termodinámicos disponibles en un simulador (Gonzales C. & Gonzales C. ,2010:9)

Los tipos de modelos termodinámicos que se presentan en el programa son:

EOSs (Ecuaciones de estado). Modelos de actividad. Modelos Chao Seader (Semi empíricos). Modelos de presión de vapor (valores de K para presión de vapor) Misceláneos

Se debe tener en cuenta que estos tienen rango de temperatura, presión concentración en su aplicación.

Tabla 13. Comparación de los modelos (Aguilar J., 2009:16)

Los modelos EOS pueden representar fases líquidas y vapor, mientras que los modelos gamma representan sólo la fase líquida del sistema. Por esta razón, se utilizan junto con una ecuación de estado para representar el vapor.

70

Tabla 14.Paquete de fluido (Gonzales C. & Gonzales C. ,2010:9)

HYSYS utiliza el concepto de paquete de fluido “Fluid Package” como el contenido de toda la información necesaria para desarrollar cálculos de propiedades físicas y evaporaciones instantáneas de corrientes. El paquete fluido permite definir toda la información (propiedades, componentes, componentes hipotéticos, parámetros de interacción, reacciones, datos tabulados, etc.). Dentro de un archivo muy sencillo (Aspen Hysys, 2006) este concepto es también válido para Petro-SIM, ya que este es similar a ASPEN HYSYS.

2.13.2. Selección del modelo termodinámico

La selección del modelo termodinámico tal vez sea la decisión más importante. Los errores en la simulación por una mala selección del modelo de no se pueden detectar o prevenir fácilmente, los resultados parecen correctos pero no lo son. Por lo tanto, es vital desarrollar criterios que ayuden a elegir el o los modelos más adecuados a un problema específico.

Los criterios de selección se basan en el grado de no idealidad del sistema en estudio y de las condiciones de operación. El proceso de selección es “profesional no computacional” y por ello debe hacerse considerando:

Componentes del proceso y composición Rangos de presión y temperatura Fases involucradas Naturaleza de los componentes Disponibilidad de información

La figura muestra la selección de una ecuación de estado o un modelo de estimación de coeficiente de actividad (γi).

71

Ilustración 27.Árbol de decisión Petro-SIM (Villarpando W. ,2014:92).

La tabla siguiente muestra los paquetes básicos recomendados en función del tipo de proceso.

Tipo de Proceso Paquete Termodinámico recomendadoDeshidratación de TEG PR

Acuoso ácido Sour PRProcesamiento de gas criogénico PR, PRSVSeparación de aire PR, PRSVTorres atmosféricas de crudo PR y sus variantes, Grayson Streed

(GS)Torres a vacío PR y sus variantes, GS, Braun K10, EssoTorres de etileno Lee Kesler Plocker

Sistemas con alto contenido deH2 PR, Zudkevitch-Joffee (ZJ), GSReservorios PR y sus variantsSistemas de vapor ASME Steam, Chao Seader, GSInhibición de hidratos PRProductos químicos Modelos de actividad, PRSVAlquilación de HF PRSV, NRTLHidrocarburos-agua (alta solubilidad del agua en HC)

Kabadi DannerSeparaciones de hidrocarburos PR, SRKAromáticos Wilson, NRTL, UNIQUACHidrocarburos sustituidos (cloruro de vinilo, acrilonitrilo)

PR, SRKProducción de éter (MTBE, ETBE, ter-amil metil eter TAME)

Wilson, NRTL, UNIQUACPlantas de etilbenceno / estireno PR, SRK o Wilson, NRTL, UNIQUAC

(según la tecnología de producción)Producción de ácido tereftálico Wilson, NRTL, UNIQUACPlanta de amoníaco PR, SRK

Tabla 15. Paquete termodinámico en función del proceso Honeywell, ASPENTech

2.13.3. Ecuaciones de estado

72

Las EOS ofrecidas en Hysys son modificaciones mejoradas de las EOS conocidas. A continuación, se hará una breve descripción de las EOS utilizadas en el presente estudio: Soave-Redlich-Kwong (SRK) y Peng-Robinson (PR).

2.13.3.1. Soave-Redlich-Kwong (SRK) y variantes

La ecuación SRK original puede usarse para hidrocarburos y gases livianos a presión atmosférica o superior. Los valores obtenidos para distintas propiedades termodinámicas son razonablemente para su uso ingenieril, por lo que goza de una amplia aceptación en el campo de la simulación de procesos.

2.13.3.2. Peng-Robinson (PR) y variantes

Esta ecuación, al igual que SRK, goza de una amplia aceptación en aplicaciones de la industria del gas, petróleo y petroquímica.

Al seleccionarse la ecuación de PR debe elegirse una de las dos variantes disponibles: UniSim Design y Standard. La variante Standard es una modificación de la ecuación de RK y representa con mayor exactitud los sistemas con gas natural, además estima mejor las densidades de los líquidos.

UniSim Design es similar a la original, pero introduce algunas mejoras, lo que permite extender el rango de aplicación y representar mejor el ELV de sistemas complejos.

Soave Redlich Kwong Peng Robinson

P= RTV−b

− aV (V +b)

Z3−Z2+( A−B−B2 ) Z−AB=0

P= RTV−b

− aV (V +b )+b(V −b)

Z3+(1−B)Z2+ ( A−2 B−3 B2 ) Z−( AB−B2−B3)=0

dónde:

b=∑i=1

N

x i bi ∑i=1

N

x i bi

bi=0.08664

R Tci

Pc i0.077796

R Tci

Pc i

a=∑i=1

N

∑j=1

N

xi x j (ai a j )0.5(1−k ij) ∑

i=1

N

∑j=1

N

xi x j (ai a j )0.5(1−k ij)

ai = aci ai aci ai

73

aci=¿0.42748

(R T ci)2

P ci0.457235

(R T ci)2

P ci

a i0.5=¿ 1+mi(1−T ri

0.5) 1+mi(1−T ri0.5)

mi =

0.48+1.57 4ωi−0.17 ωi2

0.37464+1.5422ωi−0.26992 ωi2

Cuando el factor acéntrico (ω)>0.49 Petro-SIM usa la siguiente forma corregida:

0.379642+(1.48503−(0.164423−1.016666 ωi ) ωi)ωi

A= aPRT 2

aPRT 2

B= bPRT

bPRT

Tabla 16. Ecuaciones de PR-SRK extractadas del manual que acompaña al software (ubicación: help/Apendix A-Estándar Methods and calcualtions/PropertyMethods/equations of state)

74

Capitulo IV. Descripción del proceso

4.1. Descripción del proceso

El proceso que se describe a continuación, está diseñada para producir etileno grado polimérico de 99.95 % y propileno grado polimérico 99.96 % molar de pureza, con una alimentación de una mezcla de etano /propano que varía en un rango de composición molar entre 100 % de propano (caso 100 % propano) y 70% etano y 30% propano (caso mezcla) como se señala en Rodríguez M. & Hernández A. (2000:8) y Quenos(2001)

La unidad de etileno se divide en las siguientes secciones:

- Cracking y apagado - Compresión de gas de carga y remoción de gas acido - Secado y enfriamiento - Desmetanizacion y Desetanizacion - Hidrogenación de Acetileno y fraccionamiento de Etileno - Despropanizacion y Desbutanizacion - Fraccionamiento de Propileno - Refrigeración de Propileno - Refrigeración de Etileno

El proceso básicamente consiste en el craqueo del gas su posterior separación purificación mediante compresión enfriamiento y fraccionamiento como se muestra en el diagrama siguiente:

Ilustración 28.Proceso de pirolisis típico (Quenos, 2001:6)

4.1.1. Alimentación

El propano es alimentado en forma líquida desde el límite de batería al recipiente de alimentación a una presión de 17.6 kgf/cm2g a una temperatura de 38 C. Luego es vaporizado y sobrecalentado en dos intercambiadores. Antes de entrar a los hornos de pirolisis, a la alimentación de propano fresco se le une una corriente de reciclo de propano

75

fresco, se une una corriente de reciclo de propano y C4+, proveniente de los reactores de hidrogenación y que contiene el propano de dilución de retorno.

El etano es enviado directamente a la planta a 17.6 kgf/cm2_g a una temperatura de 38 °C en forma gaseosa y entra directamente a los hornos en caso de baja presión se posee etano de respaldo desde los tanques de almacenamiento. El etano de reciclo proveniente de las fracciones etano/etileno es mezclado con las corrientes de etano fresco antes de entrar a los

hornos.

Ilustración 29.Planta de producción de etileno (Quenos, 2001:2)

4.1.2. Pirolisis y enfriamiento súbito

La primera fase del proceso consiste en someter a altas temperaturas las corrientes de hidrocarburo (etano y/o propano) para producir craqueo o ruptura térmica de la molécula y su conversión a etileno, propileno y otros productos esto se lleva a cabo en los hornos de craqueo en cuya sección de convección se precalienta hasta 200°C y se diluye con vapor de agua de baja presión para disminuir la presión parcial de hidrocarburos.

76

El craqueo se lleva a cabo a baja presión fin de evitar condensaciones y polimerizaciones indeseables a expensas de las olefinas.

En este proceso endotérmico, llevado a cabo en la sección de radiación de los hornos, se controlan cuidadosamente la temperatura y el vapor de dilución (0.3 kg vapor /kg HC) para favorecer así la selectividad de la reacción hacia los productos olefinicos deseados

Ilustración 30.Sección de pirolisis y enfriamiento súbito, (Quenos, 2001:1) hornos de pirolisis (Zimmermann H. & Walzi R: 470)

En la figura a la izquierda se muestra un arreglo típico de hornos de pirolisis y a la derecha un esquema detallado de esta sección

El etano alimentado junto con etano recirculado se desintegran en hornos tubulares en presencia de vapor de dilución, Los gases de combustión que abandonan la sección de radiación fluyen a más de 818.3 °C a la sección de convección, donde este calor se emplea para precalentar la alimentación y el agua de las calderas y sobrecalentar vapor saturado de alta presión. Los efluentes del horno de pirolisis se enfrían hasta 315.5 °C en los cambiadores de la línea transfer los cuales generan vapor de alta presión a 49.3 atm los cambiadores de la línea transfer se combinan y son enviados a la torre ´´Quench´´.

Aproximadamente el 60 % de etano reacciona y la composición de los efluentes de pirolisis esta aproximadamente compuesta de 50% de etileno y 35 % de etano.

Los efluentes de pirolisis fluyen hacia una zona de transición y entran posteriormente a las calderas de enfriamiento súbito generando vapor de alta presión a fin d prevenir perdida de olefinas por reacciones secundarias son enfriadas rápidamente en estas calderas, es decir se condensan la mayor parte del vapor de dilución y algunos hidrocarburos pesados por contacto directo de agua de enfriamiento

77

Ilustración 31.Diagrama de la sección de enfriamiento súbito, a la derecha quench tower (Quenos, 2001:3)

Los vapores del domo son enviados de la torre ´´quench´´ fluyen hacia el sistema de compresión mientras que el agua de ´´quench´´, junto con el vapor condensado, se separan los hidrocarburos pesados en un tambor separador de agua ´´quench´´ el cual opera a 79.44 °C el agua de ´´quench´´ una vez que sale de la torre se usa en los hervidores del fraccionador de propileno y además para bajo nivel de calentamiento de algunos servicios de proceso, para después enfriarse a contracorriente con agua de enfriamiento. El vapor de dilución condensado se envía al límite de batería para su tratamiento

La función principal de los cambiadores de la línea transfer como de la torre ´´quench´´ es apagar mediante enfriamiento con agua los vapores efluentes de los hornos de pirolisis para así minimizar el cracking residual el cual ocurre a una temperatura cercana a 648.8 °C produciendo reacciones de polimerización y de formación de alquitranes y coque, resultando esto en un bajo rendimiento de etileno.

4.1.3. Compresión de gas

Los vapores de la torre ´´quench´´ se comprimen en un compresor centrifugo de cuatro etapas hasta una presión aproximada de 38 atm con un enfriamiento entre cada etapa hasta 43.3 °C. Una temperatura alta durante la compresión del gas conducirá por un lado a la formación de polímeros y por otro al ensuciamiento del compresor. Pará prevenir esto se debe usar aceite de lavado el cual será inyectado en las líneas de succión de cada etapa de compresión.

78

Las primeras son denominadas de compresión primaria y ultima de compresión final del gas de proceso. En la primera etapa el compresor eleva la presión del gas de proceso a las requeridas para los diferentes procesos que ocurren entre la penúltima y última etapa de compresión. Estos pasos incluyen la conversión de acetileno, el lavado caustico y el secado del gas de proceso.

Los hidrocarburos y el vapor condensados entre la primera y segunda etapa de compresión se envían al tambor separador de agua Quench, mientras que los condensados de la cuarta etapa después de calentarse, se recirculan al tambor de descarga de la tercera etapa para así inhibir la formación de hidratos. La descarga de la cuarta etapa de compresión se enfría con agua y propileno a 15.5°C y se envía a los secadores.

Ilustración 32.Sistema de compresión, tres etapas (Quenos, 2001:4)

El compresor es movido por una turbina de vapor En la entrada del separador de succión de la primera etapa del compresor se unen los vapores del tope del despojador de dripoleno al gas de proceso, así como el flujo de anti-estabilidad. La potencia requerida por el compresor de gas de proceso es facilitada por una turbina de condensación total.

La primera, segunda, tercera y cuarta etapas de succión del compresor disponen de facilidades para la inyección de agua o aceite de lavado, para minimizar la formación de polímeros sobre los impulsores del mismo y tuberías adyacentes a la maquina

El calor originado en la compresión de la primera etapa es removido en los enfriadores antes de que el gas de proceso entre al separador de la descarga de la primera etapa conjuntamente con los condensados provenientes de las trampas de líquido en la tubería anti estabilidad (kick back) de la cuarta etapa.

79

El flujo total de gas de proceso, a la presión requerida se dirige hacia los convertidores de acetileno, sección de lavado caustico y secado para su correspondiente purificación entre la cuarta y quinta etapa.

La etapa final (vapor exhausto) de la turbina es descargada al condensador de superficie, donde se logra la condensación total del vapor mediante el uso de agua atemperada de 40.2 C, la cual proviene de la salida de los intercambiadores interetapas y demás intercambiadores primarios que utilizan agua a 33 C.

Es gas craqueado contiene impurezas (CO2, SH2 y acetileno) que necesitan ser removidas antes de que el etileno pueda ser vendido. Entre la tercera y cuarta etapa el gas se trata para remover el gas amargo (CO2, SH2) en la torre de lavado caustico. El gas comprimido en la tercera etapa, descarga a una temperatura de 117.77 °C, pasa a través de unos enfriadores donde se reduce su temperatura hasta 48.89 °C, antes de entrar a la torre de lavado caustico para su tratamiento.

4.1.4. Sección de lavado caustico

Los gases ácidos son removidos por absorción con MEA (Monoetanol amina) y/o soda cáustica, y seguidamente son secados sobre tamices moleculares por adsorción. En las torres de lavado con agua y solución caustica (NaOH) se reduce la concentración de dióxido de carbono (CO2) a niveles adecuados (menor de 1 ppm) producido en la pirolisis y el ácido sulfúrico (H2S) presente en la alimentación El gas debe contener CO2 de 0.06 A 0.16 % mol y 0.01 % en mol de H2S como impureza al entrada de la torre las cuales se remueven con una solución de lavado caustico al 10 % y finalmente el gas se purifica con agua de lavado para remover la solución caustica absorbida.

Ilustración 33.Torre de absorción planta Carrasco (Villarpando W.:20) y a la izquierda esquema de tratamiento de impurezas (Quenos, 2001:4)

80

La torre cuenta con 33 platos. El gas y la solución caustica fluyen a contracorriente una respecto a la otra. El gas entra por debajo del plato 33 en el fondo, se alimenta agua de lavado por la parte superior del plato 3 en el domo de la torre para evitar el arrastre de la solución caustica.

El tratamiento caustico se efectúa en dos partes la primera entre el plato número 4 y el plato 18, la segunda entre el plato 19 y el fondo. Una solución del 50 % de NaOH se inyecta continuamente en una cantidad suficiente desde el límite de batería después de diluirse, para conservar una buena concentración de sosa, esta inyección se hace a control de flujo a través del plato número 4 de la torre. El líquido caustico se drena continuamente a control de nivel de la torre, despresurizándose a través de un tambor desgasificador y después se envía al límite de batería para su tratamiento.

Normalmente se realizan revisiones periódicas en la concentración de sosa gastada para asegurar un 3%de concentración, lo cual es un índice de remoción completa del CO2 en el gas efluente.

El hidróxido de sodio removido en la torre de lavado (Quenos, 2011:4) usa una unidad especial de carbonación de soda caustica gastada (no requiere tratamientos ácidos u oxidantes) que usan los gases de combustión residuales de una caldera para convertir la corriente en bicarbonato de sodio que es menos dañina antes de ser desechada

Reacciones que ocurren en la torre de lavado caustico son las siguientes:

2 NaOH ( aq )+H2 S (g)→ Na2 S (aq )+2 H 2 O(aq)

Ecuación 28

2 NaOH ( aq )+CO2(g)→ Na2 CO3(aq)+ H 2O(aq)

Ecuación 29

4.1.4.1. Tratamiento de soda gastada

La soda gastada a una concentración de 2 % aproximadamente se envía desde el fondo del absorbedor caustico a un separador de degaseo, de aquí el gas obtenido se envía a la segunda etapa del compresor de gas de proceso y la soda se enfría a 40 ° c y se neutraliza con ácido sulfúrico en un mezclador según las siguientes Reacciones Brito D. & Rojas M. (2009:42)

NaC O3+ H2 S O4 → Na2 S O4+ H2O+C O2 Ecuación 30

N a2 S+H 2 SO4 → Na2 S O 4+H2 S Ecuación 31

2 NaOH +H2 S O4 → Na2 S O4+2 H 2 O Ecuación 32

81

La soda gastada se neutraliza se envía entonces a un recipiente de despojamiento, en donde el gas separado se envía al mechurrio de gases ácidos, el PH del licor remanente se regula entre 7 y 9 y se bombea al sistema de tratamiento de aguas residuales.

4.1.5. Despojador de diproleno

El despojador de diproleno recupera una cantidad significativa de hidrocarburos livianos contenidos en varias de las corrientes condensadas en la planta. El despojador está provisto con 21 bandejas con campanas de burbujeo, de flujo en un solo sentido y el re hervidor 139-C que usa vapor de baja presión como medio de calentamiento. El producto de fondo del despojador es enviado al área de almacenamiento (tanque)

4.1.6. Convertidor de acetileno

Del separador de la penúltima etapa del compresor, el gas de proceso viaja al sistema de precalentamiento de alimentación a los reactores de hidrogenación de acetileno. La temperatura de alimentación es cuidadosamente controlada para mantener la máxima conversión de acetileno y minimizar las pérdidas de etileno. Los convertidores de acetileno utilizan catalizador con base de níquel, el cual promueve la hidrogenación del acetileno presente en la corriente de gas.

El acetileno es removido en un recipiente denominado convertidor de acetileno este recipiente es largo y de forma ovalada llenado con catalizadores de hierro-niquel, los cuales son reactores adiabáticos conectados en serie como la corriente gaseosa fluye a través de este catalizador en Brito D. & Rojas M.(2009:42) se muestran las siguientes reacciones:

C2 H2 (g )+ H2 ( g ) →C2 H 4 (g )+Q

Ecuación 33

C3 H4 ( g )+H 2 ( g ) →C3 H 6 ( g )+Q

Ecuación 34

Hay una diversidad de catalizadores que pueden usarse, este catalizador se usa para promover la selectivamente la hidrogenación del acetileno.

Algunas reacciones indeseables que se producen como:

C2 H4 (g)+H2(g)→C2 H 6(g) Ecuación 35

C4 H6(g)+H 2(g)→C4 H 8 ¿ Ecuación 36

82

Esta reacción es indeseable porque afecta en la recuperación del etileno. A la salida de estos reactores el contenido de acetileno debe de ser inferior a 1 ppm.4.1.7. Secado de gas de proceso

Los secadores de gas de proceso tienen por función eliminar el agua residual de la corriente de gas de proceso antes de entrar al sistema de enfriamiento. Cada secador contiene un lecho (Unión Carbide) suficiente para 48 horas de secado continuo con las cantidades de flujo de diseño. En condiciones normales, dos secadores operan en paralelo, cada uno recibiendo el 50% del flujo total, mientras que el otro está en regeneración o en reserva.

La descarga del compresor después de enfriarse a 15.5 °C, entra a secarse en unos secadores de lecho empacado, los cuales usan mallas moleculares. Como el gas va a ser enfriada a temperaturas inferiores a -100°C el agua residual podría convertirse en hielo que podrían obstruir las tuberías, etc. En esta sección se usan dos secadores de los cuales mientras uno está en operación la otra está en regeneración. El desecante se regenera por remoción de agua usando gases de regeneración a 246.1 °C provenientes del ciclo de regeneración de gas. Cada secador ha sido diseñado para absorber cerca de un 6% en peso de agua en 24 horas.

4.1.8. Enfriamiento

Según se señalan Oviedo P & Quispe I. (2010:27) en esta zona los gases que salen de la zona caliente son sometidos a una serie de separaciones por medio de columnas de destilación para obtener los productos deseados. Debido al efecto Joule-Thompson, que consiste en elevar la presión y seguidamente efectuar una expansión isoentrópica, se genera niveles de frió adecuados para separar los hidrocarburos. Es decir la recuperación de productos toma lugar bajo condiciones criogénicas por intercambio de corrientes frías y aplicando el efecto Joule-Thompson.

Ilustración 34.Secado y enfriamiento de gas (Quenos, 2011:5)

83

Un esquema más detallado de la sección de compresión y enfriamiento se puede observar en los anexos 4 y 5. Esta sección generalmente consiste en tres intercambiadores de calor por un lado fluye el gas que será enfriado y por el otro fluye el refrigerante liquido (etileno o propileno) ambas corrientes se ponen en contacto directo.

El gas secado a 15.56 ° C es enfriado progresivamente y se condensa parcialmente, con remoción de condensado a -1°C, 34.44°C, 62.78°C y 110°C. El gas remanente es una mezcla rica en hidrogeno, el enfriamiento de esta sección se efectúa por medio de propileno y etileno de refrigeración, vaporización de etano de recirculación y mediante el calentamiento de las corrientes de hidrogeno y metano. Los primeros tres condensados se alimentan al desmetanizador en tanto que una parte del condensado se vaporiza de forma instantánea a 1.02 atm para después recircularse al compresor de gas de carga y la otra se alimenta a la torre demetanizadora, el gas rico en hidrogeno y el gas rico en metano se envían como combustible a los quemadores de los calentadores de fuego directo después de recalentarse en el tren de enfriamiento, sin embargo no todo el gas rico en hidrogeno se envía a quemarse a los calentadores, sino parte de él se envía al metanizador para su purificación para así poder utilizarlo en los convertidores de acetileno.

4.1.9. Fraccionamiento

Principalmente consiste en tres columnas de destilación la primera es el demetanizador que separa metano e hidrogeno los cuales como combustible el remanente compuesto de hidrocarburos gaseosos más pesados(etileno y etano) que se alimenta a la segunda columna de destilación denominada desetanizador(de-ethylenieser) que opera a presiones de 19.2 atm produciendo etileno con una pureza mayor a 99.85 %w el cual es calentado hasta 20°C y enviado a la tubería hacia otras plantas en las que se constituye como materia prima para nuevos productos. En la tercera columna denominada deetanizador se separa el etano de propileno y otras fracciones más pesadas provenientes de la anterior columna donde el etano que se recupera en cabeza es recirculado hacia los hornos de craqueo y la corriente de fondo el gas oil será enviado a otras plantas para una futura separación a continuación se describirá con mayor detalle lo anteriormente expuesto.

84

Ilustración 35.Torres de fraccionamiento (Moncada: Portada y Calle M.:79)

4.1.9.1. Desmetanizacion y desetanizacion

Los condensados del tren de enfriamiento fluyen en tres corrientes a la torre desmetanizadora, la cual opera a 30.28 atm tiene una temperatura en el fondo de -0.56°C y -76.67°C en el domo. La columna utiliza como medio de calentamiento propileno refrigerante y el reflujo se condensa con etileno refrigerante, el gas que sale por el domo es una mezcla rica en metano, la cual se utiliza como combustible en los calentadores de fuego directo después de recalentarse en el tren de enfriamiento.

Los fondos de la torre desmetanizadora se envían a la torre desetanizadora la cual opera a 23.82 atm con una temperatura en el fondo de 90 °C y una temperatura en el domo de 71.1°C, los fondos de esta torre son calentados con vapor a baja presión y el reflujo se condensa con propileno refrigerante.

85

Los gases que salen del domo son una mezcla de etileno etano con una pequeña cantidad de acetileno, los cuales se envían al sistema de remoción de acetileno. El producto neto de los fondos consiste consiste de propano, propileno y una fracción de hidrocarburos más pesados los cuales se alimentan a la torre depropanizadora.

Ilustración 36.Columna fraccionadora etano etileno (Quenos, 2011:5)

Los productos de la torre desetanizadora se dirigen a la sección de fraccionamiento etano/etileno donde se utiliza la bomba de calor para proveer el calor que requieren los rehervidores, el líquido que sale de los rehervidores se condensa y subenfria por dos niveles de refrigeración con propileno (-26C y -41 C), para posteriormente ser enviado al tambor de reflujo de allí el líquido se regresa a las torres como reflujo o se entrega como etileno producto. Existen dos fraccionadoras de etano/etileno las cuales trabajan en paralelo con el 63% y 37% del flujo total respectivamente.

4.1.9.1. 1. Hidrogenación de acetileno

El gas rico en hidrogeno del tren de fraccionamiento tiene aproximadamente 1% de monóxido de carbono como impureza, el cual tiene que ser removido del hidrogeno antes de usarse en los convertidores de acetileno. Para esto el gas se trata en el metanizador por el

86

paso de gas a través de una cama catalítica, con el objetivo de, con el objetivo de convertir el CO en metano.

Una vez tratado el hidrogeno en el metanizador entra al secador de hidrogeno antes de entrar a los convertidores de acetileno. El desecante utilizado en los secadores de hidrogeno es el mismo que el que se utiliza en los secadores de gas de carga.

Los vapores de la torre desetanizadora contienen cerca de 0.3 % mol de acetileno como impureza, el cual debe ser convertido a etileno antes de ir el gas a fraccionador de etileno. El acetileno es convertido en los convertidores de acetileno por el paso de gas a través de una cama de paladio.

El gas antes de entrar al convertidor es mezclado con 91 % en mol de hidrogeno y precalentado entre 37.7 y 121.1 °C. El catalizador es selectivo en cuanto a que el etileno efluente no será hidrogenado a las condiciones de reacción prevalecientes. El efluente del convertidor después de precalentar la alimentación fluye a un absorbedor donde el aceite verde formado durante la hidrogenación es removido, los domos en el absorbedor de aceite verde fluyen después a un secador de guarda y enviados posteriormente al fraccionador de etileno.

4.1.9.2. Fraccionamiento de etileno

La alimentación a la torre etano-etileno contiene etileno, etano, propileno e hidrogeno sin reaccionar y una pequeña cantidad de metano contenida en el gas hidrogeno. La fraccionadora etano etileno la cual opera a 19.39 atm y una temperatura en el fondo de -6.11°C y una temperatura en el domo -29.44°C, la condensación y el calentamiento en la torre se efectúan con propileno refrigerante. El etileno producto se saca a través del plato 11 por una corriente lateral de la torre, el hidrogeno y metano después de pasar por un condensador de venteos se recirculan al compresor de gas de carga. El etileno producto se bombea al límite de baterías después de vaporizarse y sobrecalentarse, el etano recirculado se saca de los fondos de la torre, se vaporiza, se sobrecalienta y se envía a los hornos de pirolisis.

4.1.9.2. Despropanizacion y desbutanizacion

Los fondos de la torre desetanizadora constituyen la alimentación a la torre despropanizadora, esta torre utiliza como medio de calentamiento vapor de baja presión y como medio de condensación de los vapores que salen del domo, propileno refrigerante. Esta torre opera a 7.83 atm tiene una temperatura en el fondo de 83.33 °C y en el domo de 15.56 °C.

87

Los fondos de esta torre conteniendo butanos y más pesados se envían a la torre debutanizadora, mientras que el producto del domo son bombeados a la torre fraccionadora de propileno.

La torre debutanizadora utiliza como medio de calentamiento vapor de baja presión y como medio de condensación de los vapores que salen del domo, agua de enfriamiento, la función principal que cumple es separar butano de los productos más pesados, esta torre trabaja a 4.89 atm, tiene una temperatura en el fondo 118.88°C y una temperatura en el domo 52.78°C.

Los fondos se combinan con los productos pesados provenientes del asentador de agua quench, para así formar un producto destilado aromático. La corriente en el domo es una mezcla rica en butanos los cuales son enviados al límite de batería.

4.1.9.3. Fraccionamiento de propileno

El fraccionador de propileno el cual es un sistema formado por dos torres, opera a 4.89 atm, tiene una temperatura en el fondo 118.88°C y una temperatura en el domo 52.78°C., la torre usa como medio de calentamiento agua de quench y como medio para condensar los vapores del domo, agua de enfriamiento

La meta principal que persigue esta torre es el de separar propano y propileno, los cuales fluyen al límite de batería como productos separados.

Ambas torres actúan como una sola, la segunda está conectada al domo de la primera a través de un control de nivel y un sistema de bombeo, la primera torre tiene un rehervidor mientras que la segunda con un tambor de reflujo.

La alimentación entra normalmente al plato 28 de la primera torre y su fraccionamiento se lleva a cabo a 21.43atm y 62.22°C, terminado este fraccionamiento en el domo de la segunda etapa donde los vapores fluyen a través del condensador y de ahí al tambor de reflujo.

Los productos de fondo consisten de propano, metil-acetileno, propadieno y algunos propilenos que después de enfriarse se envían al límite de batería. El producto del domo es propileno de grado químico el cual se envía a almacenamiento bajo presión.

4.1.10. Sistema de refrigeración con propileno

El sistema de refrigeración con propileno es un sitema de refrigeración cerrado y de etapas múltiples que usa compresor centrifugo, se provee refrigeración a cuatro niveles de enfriamiento:

88

-37.22°C,-20.55°C, 4.44°C y 10.33°C.el efluente del compresor se enfría a contracorriente con agua de enfriamiento y subenfría a contracorriente con varios productos y corrientes de proceso. Los condensados entra capa son obtenidos a un nivel de 4.44 °C en el vaporizador de etileno producto, en los pre calentadores de alimentación a la desetanizadora, en el calentador de etileno de recirculación y en el hervidor de la torre fraccionadora etano-etileno y a un nivel de 18.33 °C en el hervidor de la torre desmetanizadora.

Una vez que el condensado es subenfriado pasara a un tambor de agotado donde súbitamente se vaporiza, para después seguir a el tambor de succión donde se minimiza la entrada de líquido al compresor.

4.1.11. Sistema de refrigeración con etileno

El sistema de refrigeración con etileno es un sistema de etapas múltiples que usa compresor centrífugo, el sistema de refrigeración de etileno tiene tres niveles de refrigeración a saber:

-101.39°C,-75°C y -55°C, el nivel de temperatura más frio (-101.39°C) proporciona refrigerante para mantener la temperatura más baja requerida en el tren de enfriamiento alimentación al desmetanizador y al condensador de la torre desmetanizadora, los vapores de esos enfriadores pasan a través del tambor de succión para minimizar la entrada de líquido al compresor.

El siguiente nivel de temperatura es -75°C proporciona refrigerante para el tren de enfriamiento de alimentación a la torre desmetanizadora, los vapores de estos enfriadores pasan después a través de un tambor de succión y entran al compresor a 2.95 atm.

El siguiente nivel de temperatura es -55°C y proporciona refrigerante para el tren d enfriamiento de alimentación al desmetanizador o torre desmetanizadora y al condensador de venteos de la torre fraccionadora etano etileno, los vapores de esos enfriadores pasan a través de un tambor de succion y entran al compresor a 7.55 atm.

El compresor comprime todos los vapores hasta 30.62 atm para después estos condensarse con propileno refrigerante, el líquido condensado se vaporiza súbitamente de manera instantánea a través de tambores de agotado para así proporcionar el refrigerante necesario a cada nivel requerido. asi pues los tambores de agotado proporcionan no solamente el volumen para separar cualquier liquido arrastrado en los enfriadores sino también el refrigerante para cada nivel de enfriamiento.

89

90

Ilustración 37.Diagrama esquemático del proceso de la planta de olefinas I (Rodríguez M. & Hernández A. ,2000:10)

91

Capitulo V. Equipos

Considerando la totalidad de simulaciones realizadas en este trabajo, se hace uso de muchos equipos y propiedades disponibles en PETROSIM. Algunos de los objetos utilizados simulan equipos efectivamente instalados en terreno, como compresores o intercambiadores de calor, sin embargo otras propiedades son de uso exclusivo del simulador, como ajustadores, planillas de cálculo o reciclo.

En la imposibilidad de detallar en el presente informe cada uno de los equipos utilizados, y las respectivas consideraciones teóricas involucradas en cada uno se han elegido cinco operaciones que son representativas de como PETROSIM interpreta los modelos teóricos disponibles y los adapta a su propio lenguaje de simulación y de manera superficial otros equipos menores (bombas, válvulas, etc.) Las operaciones corresponden a:

- Hornos de pirolisis- Compresores recíprocos.- Intercambiadores de calor de tubo y carcasa.- Columnas de destilación.- Columnas de absorción

Se debe considerar además que petro-SIM 4.0 es un producto comercial cuyo código fuente es confidencial, razón por la cual no se pueden detallar en profundidad las consideraciones teóricas o algoritmos numéricos de solución que utiliza el programa. Como única fuente de información se ha considerado la presentada en los manuales que acompañan al programa.5.1.2.1. Conversión (cap 2)

La conversión nos permite cuantificar el grado de avance de una reacción, o como saber cuántos moles de A se convirtieron en moles de C, en este caso A representa al reactivo limitante, y se la define de la siguiente forma:

x A=Moles de A que reaccionaron

Moles de A alimentados=

F AO−F AO

FAO

Ecuación 37

Donde las cantidades se miden en unidades masa, es importante diferenciar la conversión del rendimiento la conversión está referida a los reactantes y el rendimiento a los productos.

5.1.3. Horno de pirolisis

El craqueo térmico de hidrocarburos se lleva a cabo en reactores tubulares conocidos como hornos de craqueo, las reacciones de craqueo son endotérmicas, 1.6-2.8 M/kg de hidrocarburo convertido. Un horno de pirolisis es un reactor en el cual se alcanzan temperaturas elevadas en un tiempo corto las cuales permiten realizar procesos de craqueo

92

térmico como por ejemplo Craking de Hidrocarburos, son generalmente de geometría tipo cabina pudiendo ser rectangulares o cilíndricos es considerado como el órgano esencial del proceso. En la sección de radiación los tubos están colocados en un plano vertical y expuesto al calor suministrado por numerosos quemadores dispuestos en las caras laterales. Los mismos brindan una llama plana que permite una calefacción muy regular.

Ilustración 38.Esquema general del horno de pirolisis (User Guide Petro-SIM, 2005: 294)

La elevación de la temperatura del fluido debe ser regular desde la entrada hasta la salida del horno, las temperaturas de la corriente de alimentación debe de ser menor a 600 °C como señalan los autores Zimmermann y Walzi (2012:471)

La temperatura del fluido en el interior del tubo es consecuencia de un equilibrio constante entre la velocidad de transferencia del calor través de la pared del tubo y la velocidad de absorción del calor por la reacción.

No interesa que el aumento de la temperatura esa demasiado rápido, pues exigiría índices de transferencia de calor imposibles de alcanzar. La temperatura tampoco debe decrecer a la salida del horno, porque ello supondría la detención de todas las reacciones primarias de descomposición, mientras que las reacciones secundarias continuarían y el producto buscado se destruiría en forma de coque e hidrógeno.

La mayoría de los hornos poseen dos secciones de calentamiento: la sección de radiación y la sección de convección. En la sección de radiación los tubos están en presencia de la llama y la transmisión de calor ocurre en un 80% aproximadamente por la radiación con la

93

llama de los quemadores y en un 20% por convección de la circulación de los gases calientes generados alrededor de los tubos. Esta sección se utiliza para llevar la temperatura del fluido que se calienta al valor deseado.

En la sección de convección, los tubos están fuera del alcance de la llama, por lo que la mayor parte del calor se transfiere por convección con los gases de la combustión.

Los tubos están equipados con aletas para mejorar las condiciones de transmisión de calor. Esta sección se utiliza para precalentar el fluido que entra al horno. El esquema de un horno se puede observar en la ilustración 46

5.1.3.1. Estructura de un horno de pirolisis

Un horno de pirolisis costa básicamente de tres secciones:

1. Sección de convección.2. Sección de Cross Over.3. Sección de radiación.

94

Ilustración 39.Esquema de un horno de pirolisis (Zavaleta J. & Pilco A. ,2007:5)

5.1.3.1.1. Sección de convección

La sección de convección está comprendida por cuatro bancos de tubos de los cuales los superiores son utilizados para precalentar agua u producir posteriormente vapor a alta presión (aproximadamente 650 psi) denominada “BOILER FEED WATER COIL”. Los bancos inferiores son utilizados para la alimentación y precalentamiento de gases denominada “MIXED PREHEAT COIL”

5.1.3.1.2. Sección de Cross Over

La sección “CROSS OVER” está constituida de tubos en U ubicados en una zona de transición. La finalidad de esta sección es servir de unión entre las secciones de radiación y convección, otra función de esta sección es absorber las dilataciones y contracciones producidas en la zona de radiación

5.1.3.1.3. Sección de radiación

La sección de radiación está constituida por serpentines de tubos, la disposición de es al centro del horno y colocados verticalmente entre dos paredes en la cuales se hallan los quemadores los cuales se encuentran dispuestos a lo largo y ancho de toda la pared para producir un calentamiento y temperatura uniforme en todos los serpentines.

Aguilar (1995:128) indica que las partes principales de los hornos son:

Serpentin, es el conjunto de tubos que integran las diferentes secciones de un calentador, como pueden ser radiación convección, radiación-convección, recalentamiento, sobrecalentamiento,etc.

Cabezal, es la tubería que sirve para distribuir o colectar el fluido a /o de los tubos

Paso, es el número de tubos que sirve para lograr determinado calentamiento del fluido que corresponde a las condiciones de proceso

Quemador, es el dispositivo que sirve para suministrar combustible al hogar de un calentador para quemarlo y mantener la liberación de calor que se requiera.

Chimenea, es el dispositivo que sirve para extraer gases de combustión

Sección de radiación o radiante, es el conjunto de tubos que recibe directamente el calentamiento

95

Sección de convección, es el conjunto de tubos que recibe el calentamiento por el paso de los gases de combustión.

Sección de radiación convección, es la parte del calentador que se calienta tanto por convección como por radiación.

Sección de sobrecalentamiento, es la parte del calentador donde se logra elevar la temperatura, arriba de la saturación del fluido manejado.

Las condiciones de trabajo obligan a que los hornos dispongan de tubos que soporten las temperaturas elevadas de trabajo y las bajas temperaturas a las que se deben enfriar los productos para evitar las reacciones secundarias. Entonces los mismos son de acero al Cr – Ni 40, que soportan fuertes temperaturas; y la salida se usa acero inoxidable que aguanta bien las bajas temperaturas. Una característica de los tubos de los hornos es que los mismos son soldados y no bridados. Por eso cuando se ensucian es necesario realizar una parada de los equipos, ya que es necesario cortar los tubos para poder reemplazarlos. Son tubos de espesor considerable.

Longitudes de serpentines y diámetros varían ampliamente como se puede observar en las siguientes características de diseño:

Capacidad de etileno por horno (x 106 T/A) 50-250Numero de serpentines por horno 4-200Diámetros de tubo (mm) 25-180Longitudes de serpentín (m) 10-100Temperatura de salida del serpentín(°C) 750-890Temperatura de pared limpia (°C) 950-1040Temperatura máxima 1040-1120Flujo de calor medio (Kw/m2) 50-90Tiempo de residencia (s) 0.08-1.0

Tabla 17.Parámetros típicos de diseño traducido de Zimmermann y Walzi (2012:471)

Tanto la configuración de los tubos como la ubicación de los quemadores pueden variar en el diseño de un horno. La figura muestra un serpentín con aletas internas las cuales aumentan el área de transferencia y a la derecha un arreglo lineal de intercambiadores.

96

Ilustración 40.Serpentín con aletas e intercambiadores lineales (Zimmermann y Walzi, 2012:485,496)

La pirolisis ha sido estudiada durante varios años, mucho esfuerzo ha sido dedicado en la elaboración de modelos matemáticos para el diseño de los hornos en diferentes condiciones de operación, tres tipos de modelos son usados: Los modelos empíricos o regresiones, modelos, cinéticos moleculares y modelos mecanicistas Zimmermann y Walzi (2012:471)

Ilustración 41.Captura de pantalla de un horno de pirolisis petro-SIM del programa donde se detallan los modelos de diseño disponibles

97

5.1.3.2. Balances de materia y energía de un horno de craqueoBalance de materia

Entrada= salida Ecuación 38

Alimento + vapor agua = gases craqueados Ecuación 39

Balance de energía

El balance de energía para el horno comprenderá el balance de energía calorífica para cada una de las secciones:

- Balance para la sección de convección - Balance en la sección de radiación

Qt=QS+Q λ Ecuación 40

Primero se realiza un balance en la sección de convección del horno denominada Boiler feed water coil donde el condensado nuevamente se calienta antes de pasar a los domos de vapor.Dónde:

Qt=¿ Calor absorbido por el agua

QS = Calor sensible para elevar la temperatura del agua desde T1 a T2

Q λ =calor latente necesario para vaporizar el 9.3 % en peso del total de agua.

La ecuación 47 también puede representarse como:Qt=M t Cp⧍T +0.093 M t λ Ecuación 41

Dónde:

M t=masa total del agua

Cp=calor especifico del agua a la temperatura promedio, 1.15 BTU/ lbm°F

⧍T=incremento de temperatura

λ=calor latente de vaporización del agua a la presión de generación vapor de alta presión, BTU/lbm

El balance total de calor se efectuara en la parte del precalentamiento de la mezcla (mixed preheat) de la sección de convección se representa de la siguiente manera

98

Qt=QS 1+Q λ+QS 2 Ecuación 42

Dónde:Qt=¿ Calor absorbido por la mezcla

Q λ =calor necesario para vaporizar el agua al 100%.

QS 1 = Es el calor sensible para elevar la temperatura del agua hasta la temperatura de saturación

QS 2= Calor sensible para elevar la temperatura del agua desde T1 a T2

Esta ecuación puede escribirse como:Qt=M H 2 O CpH 2 O⧍T +0.093 M H 2 O λH2 O+M t Cp⧍T Ecuación 43

Dónde:

M t=masa total del agua

Cp=calor aproximado de la mezcla

⧍T=incremento de temperatura

λ=calor latente de vaporización del agua BTU/lbm

M H 2 O=masa total del agua

CpH2O= calor especifico del agua

Balance de energía para la sección de radiación

El balance total de calor para esta sección puede representarse por la siguiente reacción:

⧍H=⧍H de reacciona temperatura dereaccion+M t Cp⧍T Ecuación 44

Dónde:⧍H= entalpia total de radiación

Incremento de entalpia de una reacción química se representa de la siguiente manera:

∫∆ H 1

∆ H 2

d ∆ ( H )=∫T1

T2

∆ cp dT Ecuación 45

Integrando

∆ H 2=∆ H 1+∆ cp (T 2−T1)

Dónde:

∆ H1=calor de reacción a T1

99

∆ H1=calor de reacción a T1

∆ cp=cpproductos−cpreactivos Ecuación 46

Y si el ∆ cp varia con T.

∫ d (∆ H )=∫∆ cp dT+∆ H0 Ecuación 47

Dónde:∆ H 0= es una constante de integración

Y la variación de cp con la temperatura es cp=a+b T2+dT 3 Ecuación 48

a,b,c son valores constantes que se encuentran tabulados

5.1. Reactores Iniciaremos el presente capitulo describiendo los reactores ya que el horno de pirolisis puede ser modelado como un reactor tubular según López A., Villora G. & Bodalo A. (1989:46) y muchos otros autores, además en el proceso existen otras secciones que utilizan los reactores como los convertidores de acetileno, que en este caso vendrían a ser reactores de lecho empacado.

5.1.1. Reactor tubular de flujo pistón

Fogler(1995:11) indica que el reactor tubular de flujo en pistón se caracteriza porque el flujo de fluido a su través es ordenado, sin que ningún elemento del mismo sobrepase o se mezcle con cualquier otro elemento situado antes o después de aquel, esto es, no hay mezcla en la dirección de flujo (dirección axial). Como consecuencia, todos los elementos de fluido tienen el mismo tiempo de residencia dentro del reactor.

100

Ilustración 42.Reactor tubular longitudinal (tomado con permiso especial de Chem, Eng.63 (10) ,211(oct. de1956) por Mc Graw- Hill, Inc., Nueva York, YN 10020) En Fogler (2005:15)

Este reactor consiste en tubo cilíndrico y normalmente opera en estado estacionario, se consideran sistemas altamente turbulentos y el campo de flujo se puede modelar con el tipo del flujo taponado. Es decir no hay una variación radial en la concentración, por eso se dice que el reactor es de flujo taponado (PRF-Plug flow reactor). En el reactor de flujo pistón los reactivos se consumen a medida que fluyen a lo largo del reactor

Se considera este reactor en estado estacionario, o sea que el término de acumulación desaparece en el balance. Como la composición del fluido varía a lo largo del reactor el balance de materia debe realizarse en un elemento diferencial de volumen transversal a la dirección de flujo.

Al modelar el reactor suponemos que la concentración varia continuamente en la dirección axial a todo lo largo del reactor, por consiguiente la velocidad de reacción que es una función de la concentración para todas las reacciones excepto las de orden cero también varía axialmente. La ecuación generalmente de balance de moles está dada por la ecuación

Ilustración 43.Reactor tubular (Fogler 2005:15)

F jO−F j+∫❑

v

r j dV=d N j

dt Ecuación 49

Donde

F jO= velocidad de flujo de j hacia el sistema, moles/tiempo

F j= velocidad de flujo de j desde el sistema, moles/tiempo

∫❑

v

r j dV =velocidad de generación moles/tiempo

101

d N j

dt= velocidad de acumulación de j dentro del sistema, mol / tiempo

Ecuación de diseño para un reactor tubulard F j

dV=r j Ecuación

50

Donde:

r j= velocidad de reacción, moles de j / ((tiempo) (volumen de catalizador))

Esta ecuación también es aplicable a reactores tubulares con área de sección transversal variable y constante aunque es poco probable hallar un reactor de área variable5.1.2. Reactor de lecho empacado (convertidor de acetileno

La ecuación de diseño para un reactor catalítico de lecho empacado se efectúa de forma análoga a la ecuación de diseño de un reactor tubular. Al igual que un reactor de flujo pistón el reactor de lecho empacado no tiene gradientes de concentración, temperatura ni velocidad de reacción.

Ecuación 51.Reactor catalítico longitudinal de lecho empacado (de Cropley American Institute of Chemical Engineers). En (Fogler 2005:13)

102

Ilustración 44.Esquema de un reactor catalítico de lecho empacado (Fogler 2005:13)

El balance en moles de la especie a sobre una masa de catalizador ⧍W da la ecuación

F A (W )−F A (W +⧍W )+r ´ A⧍W =0 Ecuación 52

Donde:

F AO= velocidad de flujo de j hacia el sistema, moles/tiempo

F A= velocidad de flujo de j desde el sistema, moles/tiempo

r ´A⧍W =Generación moles de A /tiempo

Notar que A es la especie química sobre la cual se realiza el análisis

Forma diferencial de la ecuación de diseño para la descomposición del catalizador y la caída de presión

d F j

dW=r A ´ Ecuación

53

Donde:

r j= velocidad de reacción, moles de j / ((tiempo) (masa de catalizador))

Si se hace caso omiso de la caída de presión a lo largo del reactor y de la desactivación del catalizador podemos usar la forma integral de la ecuación de diseño para un lecho catalítico empacado para calcular la masa del catalizador.

W =∫F AO

F A d F A

r ´ A

Ecuación 54

103

Donde:

W=Masa de catalizador

5.2.1. Intercambiadores de Calor.

Los intercambiadores de calor son equipos que permiten transferir calor entre dos fluidos líquidos o gaseosos que se encuentran a distintas temperaturas. En los procesos químicos normalmente se utilizan para calentar un fluido frío a través de un fluido con mayor temperatura o reducir la temperatura de un fluido mediante un fluido con menor temperatura, llevar un fluido a su punto de ebullición a través de otro fluido muy caliente, el cual puede condensar o no si está en fase vapor y finalmente para condensar un fluido en estado gaseoso por medio de un fluido frío. Los intercambiadores en los cuales un fluido de proceso es calentado o enfriado para un servicio en la planta se denominan calentador o enfriador. Si la corriente de proceso es vaporizada, el intercambiador es denominado vaporizador si la corriente es completamente vaporizada, hervidor si se vaporiza parcialmente y si está asociada con una columna de destilación se denomina re-hervidor (“reboiler”), si se usa para concentrar una solución se denomina evaporador.

Si el intercambiador se usa para condensar una corriente se denomina condensador que puede ser total si toda la corriente condensa o parcial si condensa parte de la corriente de proceso. Además, según las condiciones de operación los intercambiadores pueden ser con sobrecalentamiento en el caso de vaporizadores o con subenfriamiento o sobre enfriamiento para los condensadores. (Moncada: 11)Cuando se usan intercambiadores calentados por gases de combustión se denominan intercambiadores al fuego.

En los intercambiadores de calor los fluidos utilizados no están en contacto directo entre sí y el calor sólo se transfiere en una dirección, es decir, desde el fluido con mayor temperatura hacia el fluido de menor temperatura, al entrar en contacto con las paredes metálicas que los separan.

5.2.1.1. Clasificación de intercambiadores de calor

Los intercambiadores de calor se presentan en una inimaginable variedad de formas y modelos, por lo que se pueden clasificar según el tipo de construcción en: intercambiadores de carcasa y tubos, de doble tubo ó multitubos y de placas; y según el servicio en: refrigeradores, condensadores, enfriadores, intercambiadores, calentadores, rehervidores y generadores de vapor o calderas. Como en cualquier dispositivo mecánico, cada uno de estos presenta ventajas o desventajas en su aplicación.

En la Unidad diseñada existen los siguientes intercambiadores de calor:

104

Condensador: El fluido caliente entra en forma de vapor y dentro del condensador es convertido total o parcialmente en líquido con el uso de agua o aire como servicio.

Enfriador: El fluido caliente que se desea enfriar intercambia calor dentro del enfriador con agua o aire como servicio, sin que haya cambio de fase.

Intercambiador: Implica la transferencia de calor entre dos corrientes de proceso, una de ellas aumenta su temperatura y la otra la disminuye.

Rehervidor: Su propósito es convertir la corriente líquida del fondo de una columna de destilación en una mezcla líquido-vapor ó solamente vapor, al suministrarle calor proveniente de una fuente externa, y retornarla a la columna.5.2.1.1.1. Clasificación según la configuración de flujo

Un aspecto que caracteriza a los intercambiadores de calor es la configuración respecto a la dirección de los flujos que presentan los dos fluidos. Estos pueden ser: flujo paralelo, contraflujo y flujo cruzado

Existe un flujo paralelo cuando ambos fluidos fluyen en la misma dirección. En este caso, los dos fluidos entran al intercambiador por el mismo extremo y tratan de alcanzar el equilibrio térmico entre ellos a la salida del equipo, aunque el fluido frío nunca alcanza la temperatura del fluido más caliente.

Se presenta un contraflujo cuando los dos fluidos fluyen en direcciones opuestas. Cada uno de los fluidos entra al intercambiador por extremos diferentes logrando que la temperatura del fluido frío se aproxime a la temperatura de entrada del fluido caliente.

Este tipo de intercambiador resulta ser el más eficiente.

En el flujo cruzado uno de los fluidos fluye de manera perpendicular al otro fluido, es decir, uno de los fluidos pasa alrededor del otro formando un ángulo de 90°. Los intercambiadores de flujo cruzado son comúnmente usados cuando uno de los fluidos presenta cambio de fase durante la transferencia de calor.

En la Figura 50 se muestra la representación gráfica de los tres tipos de flujo descritos anteriormente y el cambio de temperatura que presentan el fluido frío y el caliente dentro del intercambiador de calor.

105

Ilustración 45.Intercambiadores de calor de tubos concéntricos a) flujo paralelo, b) contraflujo (Gelmi, 2006:117)

Ilustración 46.Intercambiadores de calor d eflujo cruzado a) con aletas y ambos fluidos sin mezclar, b) sin aletas con un fluido mezclado y el otro sin mezclar (Gelmi, 2006:117)

En la actualidad, la mayoría de los intercambiadores de calor no son puramente de flujo paralelo, contraflujo, o flujo cruzado; estos son comúnmente una combinación de los dos o tres tipos. Desde luego, resultan muy complicados de analizar. La razón de incluir la combinación de varios tipos en uno solo, es maximizar la eficiencia del intercambiador dentro de las restricciones propias del diseño, que son: tamaño, costo, peso, eficacia requerida, tipo de fluidos, temperaturas y presiones de operación.

5.2.1.1.2. Clasificación según el Tipo de Construcción:

Intercambiadores de Carcasa y Tubo: Este intercambiador consiste de un haz de tubos paralelos encerrados en un estuche cilíndrico llamado carcasa. En el interior del intercambiador los tubos se sujetan a una placa para proporcionan un sello adecuado y adicionalmente se suelen utilizar bafles para dirigir el flujo del líquido de la cáscara hacia adelante y hacia atrás alrededor de los tubos.

106

Es el más empleado en la industria debido a sus principales cualidades, entre las que se encuentran el bajo costo, facilidad en la limpieza y que se pueden construir en diferentes tamaños y para presiones desde moderadas a altas.

Intercambiadores de Doble Tubos Múltiples: Los intercambiadores de doble tubo están constituidos por un tubo encerrado concéntricamente dentro de otro tubo, generalmente doblados en forma de “U”. Comercialmente se ha extendido esta configuración colocando un mayor número de tubos internos, dando lugar a los llamados “Intercambiadores Multitubos”. También forman parte de la configuración las aletas, colocadas en la cara exterior de los tubos internos con la finalidad de aumentar el área de transferencia de calor. (Perry, R. & Green, D., 2007).

Rehervidor tipo Kettle: Este tipo de rehervidor es el más utilizado gracias a su amplio intervalo de aplicación (área de transferencia de calor grande, fracción de vaporización mayor al 30%, manejo de flujos viscosos, entre otros). Añade una etapa teórica de equilibrio extra a la columna debido a que el producto líquido está en equilibrio con el vapor generado. Este equipo separa directamente el líquido del vapor, por lo que tiene una boquilla de entrada y dos de salida. Es alimentado por el fondo de la carcasa con el líquido que se retira del fondo de una columna de destilación, mientras que el vapor (fuente externa de calor) pasa a través de los tubos. Como los tubos jamás deben quedar al descubierto, este rehervidor dispone de dos secciones separadas por un bafle, en las cuales una acumula el líquido en ebullición del lado de los tubos y en la otra se acumula el excedente que rebosa sobre el bafle y sale como corriente de fondo de la columna.

La salida de vapores que retornan a la columna se encuentra en el tope de la carcasa.

El rehervidor Kettle-Sifón es un arreglo de un rehervidor Kettle, y se diferencian en tres aspectos: en el Kettle-Sifón las dos corrientes de salida retornan a la columna, mientras que la corriente líquida de salida del Kettle es directamente el producto de fondo de la columna; la segunda es que el Kettle-Sifón se ubica sobre la línea tangente de la columna, mientras que el Kettle se ubica por debajo de esta línea; la última diferencia es que en el arreglo Kettle-Sifón el control de nivel del fondo se realiza sobre la columna, mientras que en el Kettle se realiza sobre el mismo rehervidor, siendo esta última una gran ventaja para el Kettle-Sifón.

Entre los más comunes tenemos a:5.2.1.2. Intercambiador de placas

Un intercambiador de placas consiste de una armazón y de placas corrugadas o ranuradas de metal. La armazón incluye una placa fija, una placa de presión y partes de conexión y presión. Las placas son presionadas unas a otras sobre una armazón ilustración 50. Las placas extremas no transfieren calor.

107

Ilustración 47.Partes de un intercambiador de placas (intercambiadores de calor Moncada: 17)

5.2.1.3. Intercambiadores tubulares Esta unidad consiste de dos tubos concéntricos de diferente diámetro. Un fluido circula por el tubo interior y el otro por el espacio anular. Se usa en operaciones de transferencia de calor sensible y condensación cuando los requerimientos de área de transferencia de calor son inferiores a 10m2 (o 100 pies2). El área de transferencia de calor está dada por el área lateral del tubo interior.

108

Ilustración 48.Partes de un intercambiador de doble tubo (intercambiadores de calor Moncada: 38)

5.2.14. Intercambiador de casco y tubos

El intercambiador de casco y tubos, es hasta ahora entre los equipos de transferencia de calor el más comúnmente usado en la industria química. Las ventajas de este tipo de intercambiador son

- Su configuración proporciona grandes áreas de transferencia en pequeños espacios- Soportan altas presiones y altas temperaturas de operación- Procedimientos de diseño y técnicas de fabricación bien establecidas

Esta unidad consta de una envoltura cilíndrica denominada casco el cual envuelve a un conjunto de tubos denominado “haz” de tubos. Un fluido circula por el interior de los tubos (lado de los tubos), y otro por el exterior de los mismos (lado del casco).

109

Ilustración 49.Partes de un intercambiador de casco y tubos intercambiadores de calor Moncada: 40)

5.2.1.4. Diseño térmico de un intercambiador de calor 5.2.1.4.1. Diferencia media logarítmica de temperatura.La diferencia verdadera de temperatura será:

MLDT=∆ t2−∆ t1

ln( ∆ t 2

∆ t 1 ) Ecuación

55

Dónde: ∆ t 2= T 1−t 2 ∆ t 2= T 1−t 1

∆ t 1= T 2−t 1 ∆ t 1= T 2−t 2

Contracorriente Equicorrientes

El balance de calor se define como:Ecuación de diseño. Q¿UA ∆ T LM Ecuación 56

Q=WC (T 1−T 2)=wc ( t2−t 1 ) Ecuación 57

Donde

W: Peso del flujo del fluido caliente en Kg/h

w: Peso del flujo del fluido frío en Kg/h

110

c: Calor específico del fluido frío en KJ/Kg K

C: Calor específico del fluido caliente en KJ/Kg K

T 2: Temperatura de salida del fluido caliente en K

T 1: Temperatura de entrada del fluido caliente en K

t 1: Temperatura de entrada del fluido frío en K

t 2: Temperatura de salida del fluido frío en K

U : Coeficiente global de transferencia de calor W

m2ºK

A: Área transversal al calor m2

∆ T LM: Temperatura media logarítmica.

En caso de condensación del fluido de proceso, el balance queda:

Q = W * λ Ecuación 58

Dónde:λ: calor latente de condensación (Btu/lb)

El término entre paréntesis se suele llamar diferencia media logarítmica de temperatura y se abrevia MLDT. Esta expresión es la misma para flujo paralelo y en contracorriente.

5.2.1.4.2. Coeficiente de transferencia de calor global

En un intercambiador se tienen dos flujos de fluido, uno con mayor temperatura que el otro, el calor se transfiere del fluido caliente al fluido frío a través de cinco resistencias térmicas principales:

Resistencia de capa convectiva de lado del fluido con mayor temperatura:

Rh=1

hh Sh

[¿ ]( KW ) Ecuación 59

Resistencia en el lado caliente por suciedad debido a la acumulación de residuos de materiales indeseables en la superficie de intercambio de fluido caliente.

Rdh=1

hdh Sh

[ ¿ ]( KW ) Ecuación 60

111

Resistencia del material del intercambiador, el cual presenta una conductividad térmica finita y que toma un valor en función del tipo de intercambiador

Rm=δm

K m Sm

[¿ ] ( K /W ) Paredes planas Ecuación 61

Rm=ln ( do ) (d i )2 π K m lnt

[¿ ] ( K /W )Tuboscirculares Ecuación 62

Donde δm es el espesor del metal, Sm es el área de superficie del metal, y nt es el número de tubos.

Resistencia en el lado frío por suciedad:

Rdc=1

hdc Shc

[ ¿ ]( KW ) Ecuación 63

Resistencia de capa convectiva de lado del fluido con menor temperatura:

Rc=1

hc Sc

[¿ ]( KW ) Ecuación 64

El conjunto de resistencias listadas en las anteriores dos ecuaciones, se encuentran en serie y la resistencia total se puede representar por

1US

= 1hh Sh

+ 1hdh Sh

+Rm+ 1hdc Shc

+ 1hc Sc

Ecuación 65

Donde, por el momento las literales U y S del lado derecho de la anterior ecuación no tienen asignado ningún subíndice.

U = 1S

hh Sh+ S

hdh Sh+S Rm+

Shdc Shc

+ Shc Sc

[¿ ]W

m2ºK

Ecuación 66

Tal que es una ecuación general y se puede especificar en términos de la superficie de referencia seleccionada. Sí el espesor del metal es pequeño y la conductividad térmica del metal empleado es grande, la resistencia térmica del metal es despreciable y la anterior ecuación se reduce a:

112

U = 1S

hh Sh+ S

hdh Sh+ S

hdc Shc+ S

hc Sc

[¿ ]W

m2ºK Ecuación

67

Otras formas de simplificar la ecuación son:

Para el lado caliente considerando suciedad

U= 11hh

+ 1hdh

+ 1hdc

Sh

Sc+ 1

hc

Sh

Sc

[¿ ]W

m2ºK Ecuación 68

Para el lado frío considerando suciedad

U= 11hh

Sc

Sh+ 1

hdh

Sc

Sh+ 1

hdc+ 1

hc

[¿ ]W

m2ºK Ecuación 69

Para el lado caliente sin considerar suciedad

U = 11hh

+ 1hc

Sh

Sc

[ ¿ ]W

m2 ºK Ecuación 70

Para el lado frío sin considerar suciedad

U = 11hh

Sc

Sh+ 1

hc

[ ¿ ]W

m2 ºK Ecuación 71

Como referencia el lado caliente sin considerar suciedad

U = 11hh

+ 1hc

Sh

Sc

[ ¿ ]W

m2 ºK Ecuación 72

Para un intercambiador no definido donde se toma como referencia el lado frío sin considerar suciedad

U= 1

1hh

Sc

Sh+ 1

hc

[ ¿ ]W

m2 º K Ecuación

73

113

5.2.2. Balance de energía

5.2.2. 1. Balance de energía para sistemas cerrados

Un sistema cerrado consta de una masa fija, la energía total para la mayoría de los sistemas que se encuentran en la práctica consisten en la energía interna como manifiesta Cengel (2003:40)

En este caso un sistema estacionario carece de cambios en la velocidad o la elevación durante el proceso en balance de energía se reduce a:

EEntra−E sale=∆ U I=M cp∆ T Ecuación 74

Dónde:

∆ U I=energía interna en términos de masa

∆ T =Ccambio de temperatura

M= Masa

CP= calor especifico a volumen constante

Y cuando el sistema solo comprende transferencia de calor y ninguna interacción de trabajo se tiene

Q=M cp ∆T Ecuación 75

Dónde:

Q=cantidad neta de transferencia de calor que entra o sale del sistema

Para un sistema de flujo estacionario con una entrada y una salida la velocidad de flujo de masa hacia dentro de un volumen de control debe ser igual a la velocidad del flujo de masa hacia fuera del balance de energía para sistemas de flujo estacionario ment=msal=m y si los cambios de energía cinética y energía potencial son despreciables y no hay ninguna interacción de trabajo tenemos:

Q=m∆ H=mcp ∆ T Ecuación 76

Dónde:

114

Q= velocidad de transferencia neta de calor hacia dentro o fuera del volumen de control

m=velocidad de flujo másico

∆ T = variación de temperatura

5.2.2.2. Balance superficial de energía

Una superficie no contiene ni masa y por lo tanto energía, entonces una superficie puede ser concebida como un sistema ficticio cuyo contenido de energía permanece constante

EEnt=ESale Ecuación 77

Esta relación es válida para condiciones estacionarias como transitorias y el balance superficial de energía no comprende generación de calor puesto que una superficie no tiene volumen, el balance de energía para la superficie exterior se puede expresar como

Q=Q1+Q2 Ecuación 78

Dónde:

Q1=Conducción de la pared hasta la superficie

Q2=Conducción de la superficie hacia el fluido exterior (ej. aire)

Q =Radiación neta de la superficie a los alrededores

5.3. Compresores.

Los compresores son equipos que transfieren energía a un flujo gaseoso con el propósito de incrementarle su presión o de transportarlo a otra ubicación dentro de la planta. La energía necesaria para efectuar este trabajo la puede proporcionar un motor eléctrico, de combustión, una turbina accionada con vapor, entre otros. Existen dos grandes áreas: aire y gas

La compresión de gases es más cara que la de aire y debe ser llevada a cabo con cuidado para evitar fugas, condensación o puntos flash, diferentes gases tienen diferentes mercados lo cual afecta la manera en que un compresor es construido y comprado. (Gelmi C. 2006:68)

115

5.3.1. Consideraciones generales para compresores

Al especificar un compresor, el paso más importante es identificar a partir del balance de materiales, los flujos máximo y mínimo de entrada o succión, junto con las condiciones de temperatura y presión. Se debe establecer la presión de descarga requerida, también se deben identificar los tiempos de operación para seleccionar las unidades de potencia acondicionadas al compresor

Para llevar a cabo una correcta selección del compresor se deben conocer como mínimo los siguientes datos:

- Caudal, presión y temperatura del gas a las condiciones en la succión. - Presión de descarga o la relación de compresión. - Tipo de gas a comprimir. - Consideración de las ventajas particulares de cada tipo de compresor. Entre los

principales factores se encuentran la capacidad de flujo volumétrico capaz de manejar, los límites de temperatura y presión, los métodos de lubricación, el consumo de potencia, el mantenimiento, la facilidad de operación, disponibilidad de servicios y el costo.

A la selección de equipos debe de incluirse secadores, uniones, lubricación, sellos controles y sistemas de filtración. El anexo 7 incluye una metodología de selección de compresores de gas o aire

Propiedades del fluido, Son importantes en el establecimiento de la operación del equipo de compresión. Siempre que sea posible se debe darse el análisis del fluido. Si no se tiene esta información puede haber cierta desviación de las razones de capacidades caloríficas, pesos moleculares, etc. Con lo cual no se podrá tener con certeza la operación actual del equipo.

Compresibilidad, La compresibilidad del gas es un factor importante que influye en la capacidad del compresor.

Es buena práctica establecer valores de compresibilidad a diferentes temperaturas y presiones en el rango de compresión bajo consideración. Considerando la compresibilidad los volúmenes son corregidos para cada condición de entrada a la primera etapa y las subsecuentes.

Naturaleza corrosiva, Deben identificarse los fluidos corrosivos o contaminantes. La corriente principal del gas puede o no ser corrosiva bajo ciertas circunstancias, pero los contaminantes pueden requerir considerable atención en el diseño del cilindro.

116

Mezclas, Las mezclas en un gas pueden contener vapor de agua proveniente del aire o de un lavador de gases, o algún otro vapor condensable. Esto es importante en la determinación del volumen manipulado por el compresor.

Ilustración 50.Compresores de gas disponibles comercialmente (precios en US$) (Gelmi C. 2006:68)

Condiciones especiales

Muchas veces el proceso puede tener condiciones las cuales controlan la flexibilidad de la selección del equipo de compresión. Estas pueden incluir temperaturas límites antes de que el gas se polimerice, reacción química, exceso de calor para los materiales de lubricación, condiciones explosivas sobre ciertos límites de temperatura.

Debe especificarse la caída de presión límite entre etapas. Usualmente puede ser tolerada una caída de presión de 3 – 5 psig entre etapas para la mayoría de condiciones.

El aumento de la caída de presión aumenta el consumo de potencia. Situaciones especiales pueden bajar esta caída de presión a 0,5 - 1 psig.

117

5.3.2. Tipos de compresores

Los aparatos de compresión y movimiento de gases se clasifican teniendo en cuenta el intervalo de presión que pueden producir

Tabla 18.Clasificacion de los compresores (Gelmi C. 2006:68)

Los compresores tienen numerosas configuraciones y tipos, los cuales varían según la aplicación. Se clasifican en dos grandes grupos basados en el modo de operación: intermitente y continuo. Los del primer grupo funcionan atrapando un volumen determinado de gas y reduciendo ese volumen para aumentar la presión, mientras que los del segundo grupo dependen de un movimiento para transferir energía del rotor del compresor al gas del proceso. Usan aspas rotatorias para impartir velocidad y presión al fluido, tienden a ser más pequeños y ligeros y por lo tanto menos costosos.

Dentro del grupo de flujo intermitente se encuentran los reciprocantes, comprendido por los compresores de efecto simple y los de doble efecto, y los rotativos, constituidos por los compresores de tornillo, de anillo líquido, de lóbulos y de álabes.

Dentro del grupo de flujo continuo se encuentran los eyectores y los dinámicos, éste último comprendido por los compresores centrífugos, axiales y mixtos. (Vilas, M., 2008).

Los compresores centrífugos actúan en el gas por medio de álabes de un impulsor rotativo. El movimiento rotatorio del gas resulta en una velocidad hacia afuera debido a las fuerzas centrífugas. La componente tangencial de esta velocidad hacia afuera es entonces transformada en presión a través de un difusor. Este tipo de compresor es apropiado para

118

manejar altas capacidades de flujo con cocientes de presión mayores por etapa, en casos de compresores multietapa.

Según señala GELMI (2006:73) un diferencia relevante entre los compresores centrífugos y de desplazamiento positivo es que los segundos no proporcionan aumentos significativos en el flujo con caídas de presión en la descarga, en cambio los compresores centrífugos si presentan variaciones importantes (al igual que las bombas centrifugas).

Además los compresores de desplazamiento positivo deben contar con válvulas de alivio o sistemas de cierre y los compresores centrífugos deben contar con sistemas de control de oscilación del equipo.

5.3.2.1. Compresor reciprocante

El compresor reciprocante es una unidad de desplazamiento positivo con la presión sobre el fluido desarrollada dentro de una cámara cilíndrica por la acción de un pistón o émbolo.

Ilustración 51.Compresor reciprocante a) simple acción b) doble acción Moncada, bombas, compresores y ventiladores: 82

5.3.2.1.1. Características de operación de un compresor

Desplazamiento del pistón. El volumen actual del cilindro dado como el desplazamiento del pistón es dado desde el inicio de la compresión (condición 1) a la final del golpe (condición 3), expresado como pies de volumen desplazado por minuto. Valores de desplazamiento para diseños específicos de cilindros son dados por los fabricantes,

Razón de compresión. Es la razón, R, de la presión absoluta de la descarga a la presión absoluta de succión del cilindro.

119

Rc=p2

P1 Ecuación 79

Dónde:

P = Presión inicial de succión, unidades absolutas

P1 = Presión de descarga, unidades absolutas

P2= Presión de descarga, unidades absolutas

Es muy difícil obtener altas presiones con tan solo una etapa de compresión; a medida que se incrementa la relación de compresión (Rc), más elevada resulta la temperatura del gas en la descarga del compresor, mayores son los esfuerzos de compresión y tensión que deben soportar los vástagos que accionan los pistones y menor es la eficiencia del equipo. Para minimizar estos problemas, la relación de compresión total se reparte entre dos o más etapas de compresión entre las cuales se intercalan enfriadores a fin de reducir la temperatura de la corriente de gas que abandona una etapa y llevarla hasta un nivel aceptable antes de que sea succionada por la siguiente etapa.

Para fijar el número de etapas, en la práctica se hace uso de la siguiente norma, como una primera aproximación:

Para Rc < 5: Una sola etapa.

Para Rc = 5: Dos etapas.

Para Rc = 15: Tres etapas.

La razón de compresión usualmente varía de 1,05 – 7 por etapa; sin embargo, para procesos se considera como máximo razones de 3,5 – 4,0 por etapa. Generalmente el aumento de temperatura del gas durante la compresión dicta los límites para el aumento de la presión. El aumento máximo de temperatura es gobernado ya sea por la temperatura de compresión máxima del cilindro o por la temperatura máxima del gas antes de sufrir descomposición, polimerización, etc. Como la eficiencia volumétrica disminuye con el incremento de la razón de compresión, esto también se considera en la elección de un límite razonable de presión de descarga. Cuando se conoce la temperatura máxima, la razón de compresión máxima puede calcularse a partir de la relación adiabática para el aumento de temperatura.

El consumo mínimo óptimo de potencia ocurre cuando la razón de compresión es igual en todos los cilindros. Con enfriamiento externo del gas entre etapas es necesario dar tolerancias razonables para la caída de presión a través del ínter enfriador y tomar esto en cuenta cuando se determine las razones de compresión.

120

Usualmente, entre las etapas de compresión se colocan depuradores de gas que protegen a la siguiente etapa del compresor de cualquier partícula de líquido que se haya formado después del interenfriador de la etapa anterior.

Entre las principales ventajas que se obtienen de operar con un compresor multietapa están el control de la temperatura de descarga de cada etapa hasta niveles que sean seguros, disponibilidad de corrientes laterales con presiones intermedias, reducción de la potencia gastada al mantener la compresión tan isotérmica como sea posible, reducción de los requerimientos de cabezal de compresión total, entre otras.

5.3.2.1.2. Procedimiento de diseño

Moncada propone el siguiente procedimiento de diseño

1. Dadas las presiones inicial (Pi) y final (Pf), elegir el número de etapas (r) y calcular la razón de compresión Rc con :

Rc=PfPi

1/ r

Ecuación 80

2. Establecer P2/etapa (presión de salida en cada etapa)3. Estimar T2 a partir de:

T 2=T 1 Rc(K −1 )/K Ecuación 81.

“k” para gas natural = 1,26

O con el diagrama de MOLLIER si está disponible

4. Verificar si T 2<T máxima permisibles no se cumple aumentar el número de etapas (r)

5. calcular el trabajo en cada etapa y luego el trabajo total

W total=∑ wi Ecuación 82

Eficiencia volumétrica

La eficiencia de operación de un cilindro está dada por:

%Ev=100−Rc−V pc (Rc1K−1) Ecuación 83

Donde:

Rc=Razón de compresión a través de un cilindro individual

121

V pc= Porcentaje de volumen libre

Esta eficiencia puede ser interpretada como:

E v=volumen actual que entra alcilindro a condicionesde entrada

PD desplazamiento dwe piston

Ecuación 84

Eficiencia de compresión adiabática

Es la razón entre la potencia teórica para la compresión a la potencia indicada en el cilindro

ηa= potencia teorica paralacompresion idealpotencia parala operacion actual

Ecuación

85

Los valores pueden variar de 50 a 95 por ciento dependiendo del diseño del cilindro y la razón de compresión.

Eficiencia mecánica

Es la relación entre la potencia indicada en el cilindro al caballaje de freno.

ηm= potencia para la compresionpotencia dada al compresorl

Ecuación

86

Los valores de eficiencia están en el rango de 90 a 93 por ciento para cilindros a motor directo y 87 a 90 por ciento para máquinas a vapor.

5.3.2.2. Compresor centrífugo

El compresor centrífugo es muy usado para la compresión de gases y vapores. Se ha demostrado su economía en muchas aplicaciones, particularmente cuando se manipulan grandes volúmenes a presiones moderadas. Este compresor es particularmente adaptable a turbinas a vapor o a otros dispositivos de velocidad constante, así los dos principios fundamentales de operación y control son compatibles. También es adaptable a motor eléctrico, maquinas a gas y turbinas a gas siendo cada instalación para un proceso específico particular. La operación puede ser a costos razonablemente económicos.

La compresión adiabática de una máquina centrífuga tiene las mismas características que en cualquier otro compresor. Esto es, no se transfiere calor hacia o desde el gas durante la operación de compresión.

122

5.3.3. El proceso de compresión

Adiabático

La compresión adiabática de una máquina centrífuga tiene las mismas características que en cualquier otro compresor. Esto es, no se transfiere calor hacia o desde el gas durante la operación de compresión. Se aplica la ecuación característica

P V k=C ´ Ecuación 87

Donde

“k’= razón de capacidades caloríficas Cp/Cv para el gas.

Un incremento en la temperatura del gas acompaña a la compresión. El uso del proceso adiabático en los cálculos permite al diseñista trabajar con los diagramas de Mollier. Esto es cercano a lo correcto para un compresor con enfriamiento interno. Esta es una operación teórica.

Isotérmico

La compresión isotérmica se lleva a cabo cuando el calor de compresión es removido durante la compresión y la temperatura del gas permanece constante. La ecuación característica esPV =C ´ ´ Ecuación 88.

Este proceso no es llevado a cabo en unidades comerciales

Politrópico

La compresión politrópica se caracteriza por no ser ni adiabática ni isotérmica. Su relación es expresadaP V n=C ´ ´ ´ Ecuación 89

Donde:“n” es la característica del gas que determina esta compresión.

Cuando n = 1 la compresión es isotérmica; cuando n = k, es adiabática. La pendiente de la curva de compresión es una función del exponente “n.”

El compresor centrífugo usual no es enfriado internamente, y opera con característica politrópica teniendo “n” mayor que “k”; sin embargo, si la unidad es internamente enfriada

123

“n” será mayor que 1,0 pero puede ser menor que “k”. Las ineficiencias causadas por pérdidas internas (fricción, etc.) impide que la operación sea verdaderamente adiabática, algunos compresores están cercanos a esta condición y esto puede usarse para aproximaciones.

Woodhouse presenta la siguiente relación para el exponente politrópico, n, basado en los volúmenes específicos actuales de entrada y descarga del gas que se está comprimiendo:

η=log (P2/ P1)

log ¿¿ Ecuación

90.

Donde:P2=Presión de descargaP1= Presión de succión v2=volumen especifico a la descarga v1= volumen especifico a la entrada

Esta relación es extensamente usada para determinar la eficiencia politrópica.Eficiencia

Eficiencia adiabática

La razón de la potencia teórica adiabática a la potencia requerida actual (caballaje de freno) es la eficiencia adiabática. Esta es igual a a eficiencia de compresión multiplicada por la eficiencia mecánica.

ηa=trabajo adiabaticotrabajo politropico

=[( P 2

P1 )(k−1)/ k

−1][( P 2

P 1 )(n−1)/n

−1] Ecuación 91

ηa=aumento de latemperatura teorico adiabatico

aumento de latemperatura actual=

T 1[( P 2P 1 )

(k−1)/ k

−1]T 2−T 1

Ecuación 92

Donde:

T2 es la temperatura a la entrada

T2 es la temperatura actual

Eficiencia politrópica

124

Esta es la razón de la potencia teórica politrópica a la potencia actual (BHP). Esta eficiencia es una medida de la perfección hidráulica del compresor y el valor es el mismo para cualquier gas y cualquier velocidad (dentro de límites razonables).

ηp=(k−1)/k(n−1)/n

Ecuación 93

Donde:ηp=eficiencia politropica

Valores de ηpde usualmente están entre 0,70 y 0,80. Para estimados es razonable un valor de 0,72; también

ηp=log [( P2

P1 )(k−1)/k

−1]log (T 2/T 1)

Ecuación

94

Donde:

ηp=eficiencia politropica

La eficiencia adiabática puede calcularse a partir de los datos de operación y la eficiencia politrópica leída de las curvas. Para otros casos ηp puede calcularse de la relación anterior y la eficiencia adiabática determinada de las curvas.

5.4 Destilación

Las tecnologías de separación incluyen la destilación, extracción, adsorción, cristalización, y tecnologías basadas en membranas. De ellas, la destilación es claramente la dominante, por sus mayores aplicaciones que las otras juntas.

La destilación separa los componentes de una mezcla líquida basándose en las diferencias de sus puntos de ebullición. Mientras otros procesos de separación tales como la extracción y la adsorción usan una cantidad de agente de separación, la destilación usa la energía como agente de separación: calor.

La destilación es una separación de equilibrio-limitada. El Equilibrio líquido-vapor (ELV) es el tipo de equilibrio que interviene en las columnas de destilación, y la presión de vapor es la diferencia de propiedad primaria que forma la base para la separación. Normalmente, la destilación puede diseñarse usando solamente propiedades físicas y datos de ELV.

125

La destilación es diferente de la absorción porque en la absorción se aprovecha las diferencias de solubilidad (absorción física) o las reacciones específicas (absorción química).

Los principales tipos de destilación son:

- Destilación continúa (por fraccionamiento)- Destilación extractiva- Destilación azeotrópica- Destilación por lotes (“batch”)- Destilación de equilibrio (“flash”)- Destilación dinámica.

5.4 1. Procesos de destilación continúa

Los procesos de separación alcanzan sus objetivos mediante la creación de dos o más zonas que coexisten y tienen diferencias de temperatura, presión, composición o fase. Cada especie molecular de la mezcla que se va a separar reaccionará de un modo único ante los ambientes presentes en esas zonas. En consecuencia conforme el sistema se desplaza hacia el equilibrio, cada especie establecerá una concentración diferente en cada zona dando como resultado una separación entre las especies. Las características y flujos de un proceso convencional de destilación se ilustran en la figura 55.

En una columna de destilación, las fases de vapor y líquido fluyen en contracorriente dentro de una zona de transferencia de masa. La columna es equipada con platos o empaques para maximizar el contacto entre las dos fases. Para mejorar la operación, algo de la corriente del tope es retornada como un reflujo líquido (L). La razón de reflujo (R) es definida como la razón de (Lo) a producto del tope (D).

R=LO

D Ecuación 95

Donde:

R= Razón o relación de reflujo externo adimensional

LO=Cantidad de líquido retornado como reflujo a la columna, masa /tiempo

D=Cantidad de producto del tope, masa/tiempo

126

Ilustración 52. Columna de destilación (Moncada, destilación: 3)

En efecto, la destilación es el proceso de elección para separar componentes térmicamente estables a sus puntos de ebullición y que tengan una volatilidad relativa de 1,5 o más.la destilación tiene una baja eficiencia termodinámica, y esta puede ser no atractiva cuando se presentan azeotropos, o cuando se deba separar bajas concentraciones de componentes con alto punto de ebullición que estén presentes en grandes volúmenes de agua.

Todas las operaciones de separación requieren un suministro de energía en forma de calor o trabajo. En la operación convencional de destilación, como la mostrada en la figura 55 la energía requerida para la separación de las especies se agrega en forma de calor al rehervidor, en el fondo de la columna, donde la temperatura es máxima. Luego se elimina calor en el condensador, en la parte superior de la columna, donde la temperatura es mínima.

Generalmente se requiere un elevado suministro de energía y una eficiencia termodinámica total muy baja, que tenía poca importancia (excepto para los procesos criogénicos y de temperaturas altas) cuando los costos de energía eran bajos. Con el incremento de los costos de energía, se están utilizan operaciones complejas de destilación, estas operaciones tienen una eficiencia termodinámica más alta y menores requerimientos de suministro de energía. En algunos casos toda o parte de la energía se suministra como trabajo.

Las operaciones de destilación simple y compleja, tienen dos cosas en común.

127

1) Se proporcionan las secciones de rectificación (enriquecimiento) y de agotamiento (desorción), para que se pueda lograr la separación entre los dos componente de volatilidad cercana.

2) La separación se efectúa exclusivamente por la adición y eliminación de energía y no por un agente de separación de masa (MSA) como por ejemplo en una extracción liquido – líquido.

Es necesario mencionar los conceptos teóricos de transferencia de masa ya que los procesos de separación juegan un rol fundamental en la planta de producción de etileno y especialmente en la sección de fraccionamiento.

5.4.2. Datos termodinámicos

Datos Termodinámicos confiables son esenciales para la exactitud del diseño o del análisis de columnas de destilación. Defectos en los equipos para operar a los niveles especificados son a menudo atribuidos, al menos en parte, al error en los datos de ELV.

5.4.3. Datos de equilibrio líquido – vapor (ELV)

La destilación es probablemente el proceso de separación y purificación más importante usado en la industria química, y son necesarios datos (ELV) confiables para estimar el número de etapas teóricas requeridas para una operación dada.

5.4.4. Valor K

El valor K es una medida de la tendencia del componente i a vaporizarse. Si el valor K es alto, el componente tiende a concentrarse en el vapor; si es bajo, tiende a concentrarse en el líquido. Si el valor K es la unidad, el componente se dividirá igualmente entre el vapor y el líquido. El valor K es una función de la temperatura, presión y composición.

K i=y i

xi Ecuación 96

Donde:yi = Fracción molar del componente i en la fase vaporxi= Fracción molar del componente i en la fase liquida

5.4.5. Volatilidad relativa

Convencionalmente, la volatilidad relativa es definida como la razón de los valores ji, K del componente más volátil al menos volátil, por lo cual la volatilidad relativa siempre será mayor o igual a la unidad. La volatilidad relativa de componentes i, j se define como:

128

α ij=K i

K j

Ecuación 97

Donde:Ki= valor de K del componente i, más volátilKj= valor de K del componente j

La destilación es una técnica de separar componentes de acuerdo a su volatilidad relativa, la cual es una medida de la facilidad de separación y está dada por la razón entre la tendencia a vaporizar de dos componentes. Si la volatilidad relativa es alta, un componente tiene una tendencia mucho mayor a vaporizar (es más volátil) que el otro, y será fácil separarlos uno del otro mediante la vaporización de uno (destilación), cuando la tendencia a vaporizar de los componentes es similar, la volatilidad relativa se acercará a la unidad y será difícil separar los componentes por destilación. Si la volatilidad relativa es la unidad, cada componente es tan volátil como el otro, y no pueden separarse por destilación5.4.6. Sistemas Ideales y No ideales

Un sistema ideal es aquel donde el vapor obedece la ley del gas ideal y el líquido obedece la ley de Raoult. Una mezcla ideal de gases obedece la ley de Dalton:

pi= y i P Ecuación 98

Donde:yi = fracción molar del componente i en fase gaseosapi= Presión parcial del componente i en la soluciónP=Presión total

Una solución ideal obedece la ley de Raoult, la cual establece que la presión parcial de un componente en la solución es igual al producto de su fracción molar y la presión de vapor del componente puro, luego:

pi=x i P is Ecuación 99

Donde:xi = fracción molar del componente i en fase liquidaPi= Presión parcial del componente i en la soluciónPi

s=Presión de vapor del componente puro

Para sistemas no ideales, la fugacidad del componente i en el vapor y en el líquido juega el mismo rol que la presión parcial del componente en el vapor y la presión de vapor del componente en el líquido. La fugacidad puede ser considerada como una presión termodinámica. En el equilibrio, la fugacidad del vapor es igual a la fugacidad del líquido.

129

f iV=f i

L Ecuación 100

La fugacidad del vapor puede definirse como una presión parcial corregida, dada por la ecuación f i

V=ϕ iV (P yi) Ecuación 101

Igualmente, la fugacidad del líquido puede definirse como una presión de vapor corregida, dada por f i

L=ϕ iL γ iψ i(x i Pi

O) Ecuación 102

Combinando las anteriores ecuaciones tenemos:

K i=y i

xi=

ϕiL

ϕ iV γi ψ i

P iO

P Ecuación 103

Donde:

ϕiV = Coeficiente de fugacidad del vapor. Explica el efecto de la no-idealidad del vapor

sobre la fugacidad del mismo. Es usualmente estimado a partir de una ecuación de estado y está basado en la temperatura, presión y fracción molar del sistema.

ϕiL= Coeficiente de fugacidad del líquido. Explica el efecto de la no-idealidad del vapor

sobre la fugacidad del líquido. Este coeficiente es estimado de manera similar al coeficiente de fugacidad del vapor, pero está basado en la temperatura del sistema y en la presión de vapor del componente puro.

ψ i= Factor de corrección de Poyting. Explica el efecto de la presión sobre la fugacidad del líquido.

ComoϕiL es evaluado a la presión de vapor del componente puro, ψ ies usado para corregir

la diferencia entre la presión de vapor del componente puro y la presión de la mezcla. Este efecto es pequeño y puede ser despreciado a bajas presiones, pero es importante a presiones altas.

γi = Coeficiente de actividad del líquido. Corrige la fugacidad del líquido para los efectos de composición. Este valor depende de cuan similar sean los componentes. Para dos componentes similares, tal como una mezcla de i-butano y n-butano, el coeficiente de actividad del líquido es cercano a la unidad. Si los componentes son diferentes, el coeficiente de actividad se desvía de la unidad.

130

5.4.7. Diagramas de fase

Los diagramas de fase son usados para describir sistemas binarios graficando dos de las tres variables (composición, temperatura, y presión) a un valor constante de la otra. Siendo las más populares de estas gráficas los diagramas T-x y x-y los cuales son ilustrados en la figura 56.

Ilustración 53.Diagramas termodinámicos binarios (Henley E. & Seader J., 2000: 98)

5.4.7.1. Diagramas Temperatura-composición (T-x)

La curva ABC muestra la relación composición-temperatura para el líquido saturado. A temperatura T1, y composición de líquido x1, el punto B es la condición a la cual el líquido está listo para iniciar la ebullición. El punto B es definido como el punto de burbuja

Cuando el líquido comienza a hervir a temperatura T1 el punto B formado tiene una composición y1 y está por consiguiente a su punto de rocío. En este punto, el vapor es rico en componente ligero. A medida que la temperatura se incrementa, se evapora más componente pesado. La cantidad de vapor formado se incrementa, pero la fracción molar del componente ligero en el vapor y líquido disminuye.

131

Ilustración 54.Diagrama temperatura versus composición (Moncada, destilación: 33)

Cuando los puntos de burbuja y los puntos de rocío pueden ser fácilmente calculados para una mezcla de componentes, las curvas de líquido saturado y vapor saturado pueden ser graficadas para sistemas como en la figura 57 A partir de estos datos se pueden obtener valores de x y y para diferentes temperaturas y usados para construir el diagrama x-y.

5.4.8. Calculo de punto de burbuja y puntos de roció

El punto de burbuja de una mezcla se calcula de

∑i=1

N

K i x i=1.0 Ecuación 104

El punto de rocío de una mezcla se calcula de

∑i=1

N y i

K i=1.0 Ecuación 105

El método de cálculo (a presión constante) es como sigue:

1. Suponer una temperatura.

2. Calcular los valores-K.

3. Calcular la suma del lado izquierdo de la ecuación 105 para cálculos del punto de burbuja. Si es menor que la unidad, incrementar la temperatura. Si es mayor que la unidad disminuir la temperatura. Repetir los pasos 2 y 3 hasta conseguir convergencia.

Alternativamente, se obtiene el lado izquierdo de la ecuación 106 para cálculos del punto de rocío. Si es menor que la unidad, disminuir la temperatura. Si es mayor que la unidad, incrementar la temperatura. Repetir los pasos 2 y 3 hasta conseguir convergencia.

132

Los siguientes algoritmos son propuestos en el libro de Henley.

133

Ilustración 55. Algoritmo de cálculo de punto de burbuja y roció Henley & Seader (20000:308)

5.4.9. Azeotropos

Para diagramas de fases de sistemas “normales”, a medida que la concentración del componente menos volátil se incrementa así lo hacen el punto de rocío y el punto de burbuja.

Si los componentes exhiben fuerte interacción física o química, los diagramas de fases pueden ser diferentes de los mostrados en las figuras 56 y 57 y más claramente son mostrados en la figura 59 En estos sistemas existe una composición crítica (el punto de intersección de la curva de equilibrio con la diagonal de 45º) para el cual las composiciones del vapor y el líquido son idénticas. Cuando se alcanza esta composición del vapor y el líquido, los componentes no pueden ser separados a la presión dada. Tales mezclas son denominadas azeotropos.

134

Ilustración 56.Sistemas normales y sistemas azeotropicos típicos (Moncada, destilación: 14)

5.4.10. Conceptos claves sobre fraccionamiento 5.4.10.1. Etapa ideal

La etapa ideal de destilación es un mecanismo que aplica estos criterios:

1. Opera en el estado estacionario y tiene un producto líquido y un producto vapor.

2. Todo el vapor y el líquido en la etapa están íntimamente contactados y perfectamente mezclados.

3. El total de vapor saliendo de la etapa está en equilibrio con el total de líquido saliendo de la etapa.

135

5.4.10.2. Eficiencia de la etapa

El número de etapas no ideales es igual al número de etapas ideales multiplicado por la eficiencia de la etapa (la eficiencia puede exceder el 100 por ciento).5.4.10.3. Desorción o agotamiento (“Stripping”), Rectificación y Fraccionamiento

El vapor saliendo de una etapa de destilación es más rico en componentes más volátiles que la alimentación. El líquido saliendo de la etapa es más rico en componentes menos volátiles que la alimentación. En razón de mejorar la separación, se usan múltiples etapas.

Las etapas de desorción (Fig. 60 a) concentran al elemento menos volátil en una corriente liquida. Una corriente de vapor vaporiza (“despoja”) a los componentes más volátiles desde el líquido. Para generar el reciclo de vapor se suministra calor para vaporizar una porción del líquido de la etapa del fondo. Este vapor es denominado vapor ascendente.

Las etapas de rectificación (Fig. 60 b) concentran al componente más volátil en una corriente de vapor. Un reciclo liquido condensa a los componentes menos volátiles a partir el vapor ascendente. Para generar el reciclo de líquido, se aplica enfriamiento para condensar una porción de vapor del tope. El reciclo de líquido es denominado reflujo.

Ilustración 57.arreglos de etapas multiples a) desorcion, b)rectificacion c)fraccionamiento(Moncada, Destilacion:21)

La sección de desorción tiene un flujo descendente neto de material. El vapor sirve solamente como una corriente de reciclo para remover los ligeros desde el líquido.

136

Por lo tanto, la cantidad de líquido excede a la cantidad de vapor en la sección de desorción. Lo opuesto se aplica en la sección de rectificación. Esta sección tiene un flujo neto ascendente de material, y la cantidad de vapor excede a la cantidad de líquido.

5.4.10.4. Balances de materia y energía

Para una etapa de destilación simple binaria se aplican las siguientes ecuaciones:

Balance total de materia

Fn+V n+1+Ln−1=V n+Ln Ecuación 106

Balance por componente

Fn zn+V n+ 1 yn+ 1+Ln−1 xn−1=V n yn+Ln xn Ecuación 107

Balance de energía

∆ H n+Fn H f , n+V n+1 Hv ,n+1+Ln−1 H L, n−1=V n Hv ,n+Ln H L, n Ecuación 108

Relación de equilibrio

yn=K xn Ecuación 109

Ilustración 58.Una etapa de fraccionamiento (Moncada, Destilación: 23)

137

5.4.10.5. Etapas múltiples

Se aplican a cada etapa, una solución rigurosa se resuelve simultáneamente estas ecuaciones para cada etapa y componente, las ecuaciones pueden simplificarse y resolverse por procedimientos cortos o gráficamente.

5.4.10.6. Técnicas graficas

Las computadoras han desplazado a las técnicas gráficas como la principal herramienta para el diseño y evaluación del funcionamiento de columnas de destilación. No obstante, las técnicas gráficas son extensamente usadas en las tecnologías modernas de destilación. Su principal aplicación es como una herramienta de análisis. Ellas permiten visualizar el proceso y encontrar las condiciones que afectan su economía, reflujo excesivo, puntos de alimentación incorrectos, y condiciones de alimentación no óptimas. Ellas son un medio poderoso para analizar las soluciones por computador.

La técnica gráfica usada con más frecuencia en destilación es el diagrama x – y o de McCabe –Thiele. El diagrama H - x, o de Ponchon Savarit, es difícil de visualizar y no puede extenderse con facilidad a destilación de múltiple componentes.

5.4.10.6.1 Diagrama de McCabe-Thiele: Fundamentos

Flujo molar constante. Esta asunción es una sustitución para los balances de energía. Esto establece que la mezcla tiene un calor de vaporización constante y que los efectos de calor sensible y calor de mezcla son despreciables generalmente, la asunción de flujo molar constante, trabaja bien para sistemas donde los componentes son similares en naturaleza y pesos moleculares, y donde los efectos de calor de disolución no son significantes. Este método hace esta asunción en el cálculo de energía.

Cuando hay duda, es preferible ajustar el diagrama x – y para los efectos caloríficos mediante el uso de un programa de simulación por computador.

Otras asunciones. Dos asunciones adicionales son inherentes en el método del diagrama x – y.

1. La separación es a presión constante. Esta asunción es usualmente buena a menos que la columna opere al vacío. Para sistemas al vacío, se debe ajustar la curva para las variaciones de presión.

2. La corriente de alimentación se mezcla con los fluidos en la etapa de alimentación antes de cualquier separación. Esta asunción es buena para alimentación en una fase simple, pero menos satisfactoria para una alimentación parcialmente vaporizada.

138

5.4.10.6.2 Ecuaciones de líneas

Curva de equilibrio Esta curva es el lugar de todos los puntos de equilibrio. Para una composición dada de líquido xn da la composición de equilibrio del vapor, yn, y viceversa. Una etapa de equilibrio es representada como un punto (xn,yn) sobre la curva de equilibrio donde xn y yn son las composiciones del líquido y el vapor saliendo de la etapa.

Línea diagonal de 45, Esta línea es el lugar de todos los puntos donde yn + 1 = xn

Ilustración 59. Balance de materiales a) sección de rectificación b) sección de desorción c) total (Moncada, Destilación: 25)

Línea de balance de componente (operacional) Las ecuaciones de balance de componente, se pueden representar como líneas rectas sobre un diagrama x – y.

La línea de balance de componente en la sección de rectificación es el lugar de los puntos que obedecen el balance de componente en la sección de rectificación.

yn+ 1=LV

xn+DV

x D Ecuación 110

Igualmente, la línea de balance de componente en la sección de desorción es el lugar de los puntos que obedecen el balance de componente de la sección de desorción.

139

ym=L ´V ´

xm−1+B

V ´xB Ecuación 111

En razón de dibujar una línea recta en un diagrama x – y, se debe determinar la pendiente de la línea y un punto. Las siguientes derivaciones permiten determinar la pendiente y un punto en las líneas.

Pendientes de las líneas de balance de componente (operación). Las ecuaciones 111 y 112 indican que las pendientes de las líneas de balance de componente son L/V y L’/V’ para las secciones de rectificación y agotamiento respectivamente.

A partir de las ecuaciones de balance total para la zona de rectificación y para la sección de desorción notamos que L < V y L’ > V’ V = L + D Ecuación 112

V’ = L’ – B Ecuación 113

La pendiente de la línea de balance de componente en la sección de rectificación es menor que la unidad, mientras que de la línea de balance de componente de la sección de agotamiento es mayor que la unidad.

Cuando el calor latente varía de etapa a etapa, sucede lo mismo con las razones L/V y L’/V’. Por estas razones, cuando no se aplica la asunción de flujo molar constante Las relaciones de balance de componente devienen en una curva antes que en una línea recta.

Intersección de las líneas de balance de componente (operacional) con la diagonal.

El punto donde la línea de balance de componente de la sección de rectificación intercepta a la línea diagonal de 45° es:

yn+ 1=xn=D x D

V −L=xD Ecuación 114

Para una columna equipada con un condensador Debido a que el condensador total no es una etapa de equilibrio la primera etapa de equilibrio está dentro de la columna. Si el condensador es parcial entonces este es la primera etapa de equilibrio. En este caso, yD

reemplaza a xD, D es idéntica a V1 y LO es cero entonces:yn+ 1= yD Ecuación 115

Por consiguiente, la línea de balance de componente de la sección de rectificación intersecta a la línea diagonal de 45° en el punto x = xD y x = yD para un condensador total parcial respectivamente.

140

El punto de intersección puede ser expresado como x = y = composición del producto Ecuación 116

Una derivación similar para la sección de agotamiento muestra que la línea de balance de componente para la sección de agotamiento intersecta a la línea diagonal de 45° en el punto x = y = composición del producto del fondo Ecuación 117

Intersección de dos líneas de balance de componente (de operación).

La ecuación 3.19 representa la ubicación de los puntos en los cuales la línea de balance de componente de la sección de rectificación intersecta la línea de balance de componente de la sección de agotamiento. Esta línea es denominada la ecuación de la línea-q. La línea-q se ilustra en la figura 63

y i=q

q−1x i−

zq−1 Ecuación

118

Intersección de la línea-q con la diagonal de 45.

Si xi = zi entonces la ecuación 119 anterior dará x i= y i=z i Por consiguiente, la línea-q intersecta a la diagonal de 45 en el punto (z, z).

Pendiente de la línea-q.

q, puede rescribirse como: L’ – L = qF Ecuación 119

De esta ecuación, la cantidad q es la fracción de la alimentación que es líquida. El producto qF es la cantidad de líquido contenido en la alimentación. Esta cantidad se une al líquido descendiendo de la sección de rectificación para proporcionar el líquido para la sección de agotamiento. Igualmente, (1 – q) F es la cantidad de vapor en la alimentación; este vapor se une al vapor ascendiendo de la sección de agotamiento para proporcionar el flujo de vapor en la sección de rectificación. La Tabla 17 resume las relaciones entre q, la condición térmica de la alimentación, la pendiente de la línea-q para cada una de estas condiciones.

En resumen para dibujar una línea recta en un diagrama x – y, se debe determinar la pendiente de la línea y un punto. Las siguientes derivaciones permiten determinar la pendiente y un punto en las líneas.1. La línea de balance de componente (operación) de la sección de rectificación.2. La línea de balance de componente (operación) de la sección de agotamiento.3. La línea-q

141

En cada caso el punto definido es la intersección de la línea con la diagonal de 45°.

Ilustración 60.Líneas de operación en un diagrama x-y (Henley, 2000:357)

142

Tabla 19.Relaciones entre q, línea q y flujos de columna (Moncada: Destilación: 33)

5.4.10.6.3 Etapa optima de alimentación y cambio

Se asume que la alimentación ingresa a la columna en la etapa óptima, la cual está localizada en la intersección de las líneas de balance de componente. En este punto, la construcción cambia de la línea de balance de componente de la sección de rectificación a la de la sección de agotamiento.

Este cambio podría haberse hecho antes o después, dependiendo de la ubicación del punto de alimentación actual. El punto óptimo de alimentación es por lo tanto alcanzado cuando la línea de balance de componente “activa” esté tan lejos como sea posible de la curva de equilibrio.

Relación de reflujo

Para la línea de balance de componente de la sección de rectificación se puede expresar en términos de la relación de reflujo.

yn+ 1=R

R+1xn+

xD

R+1 Ecuación 120

Reflujo mínimo

La separación es teóricamente posible si las líneas de balance de componente se intersectan inmediatamente debajo de la curva de equilibrio. La relación de reflujo correspondiente es denominada reflujo mínimo. Cuando la razón de reflujo disminuye, también disminuye la pendiente de la línea de balance de componente.

143

Ninguna columna puede operar a reflujo mínimo ya que necesitaría un número infinito de etapas, lo cual es físicamente imposible. Sin embargo, una operación se puede aproximar a reflujo mínimo cuando la columna contiene un exceso grande de etapas.

Reflujo total y mínimo número de etapas

La condición donde las razones de reflujo y desorción se aproximan al infinito se denomina reflujo total. No entra alimentación a la columna y no salen productos. Las dos líneas de balance de componente coinciden con la diagonal de 45º. El reflujo total establece un número mínimo de etapas requeridas para la separación.

5.4.10.6.4. Consideraciones para eficiencia de etapas

Los cálculos de etapas de destilación son usualmente llevados a cabo con etapas ideales. El número de etapas ideales requerido para la separación es dividido por la eficiencia total de la columna para obtener el número requerido de platos. En torres empacadas, el número de etapas en la columna es multiplicado por HETP: Altura Equivalente a un Plato Teórico, para obtener la altura de empaque.

Para columnas de platos, una aproximación alternativa usa la eficiencia de plato de Murphree. Esta eficiencia es fácil de incorporar a un diagrama x-y y la construcción del diagrama se puede llevar a cabo usando etapas actuales en lugar de etapas ideales. La eficiencia de plato de Murphree se define como:

EMV=yn− yn−1

yn¿− yn−1

Ecuación 121

5.4.10.6.5. Componentes claves y no claves

Componentes claves son los dos componentes de la mezcla de alimentación de los cuales se especifica la separación. El más volátil de estos componentes es el clave ligero: LK (“light key”), y el menos volátil es el clave pesado: HK (“heavy key”). Los demás componentes son denominados no claves: NK. Los no claves que son denominados no claves ligeros: LNK y los menos volátiles son no claves pesados

Los componentes claves aparecen en una cantidad significativa en las dos corrientes de productos del tope y fondo. Los no claves ligeros salen exclusivamente en el producto del tope, y los no claves pesados salen exclusivamente en el producto del fondo.

En muchas separaciones, están presentes componentes cuyas volatilidades son un intermedio entre el clave ligero y el clave pesado. Estos componentes son denominados claves intermedios: IK o claves distribuidos. Los claves intermedios se reparten entre los productos del tope y el fondo.

144

5.4.10.6.6. Métodos cortos de diseño y optimización de columnas

El proceso de diseño de una columna especifica la separación, y ajusta la presión de la columna, reflujo, etapas, y punto de alimentación. Esto en su turno produce los flujos internos y las cargas del rehervidor y condensador. El proceso de diseño de columnas se efectúa por etapas. Los métodos cortos proporcionan un punto de partida para los cálculos rigurosos. Los cálculos rigurosos refinan el diseño y completan la optimización de la columna.

El proceso de diseño tiene los siguientes pasos

1. Especificar la separación. Si no son definidos la composición o los requerimientos de flujo de los productos, determinarlos por optimización de los balances de materia y energía.

2. Establecer la presión de la columna

3. Determinar el reflujo mínimo y mínimo número de etapas

4. Encontrar la etapa óptima de alimentación

5. Seleccionar la relación de reflujo actual a reflujo mínimo. Para cada uno, calcular un número de etapas y tamaño de la columna y auxiliares. Determinar cuál es el más económico. Este procedimiento de optimización puede obviarse seleccionando una relación simple de reflujo a reflujo mínimo.

6. Los cálculos hasta ahora pueden ser por métodos cortos o rigurosos.

7. Examinar el paso 3 y 4, refinando cualquier estimado anterior según sea necesario. Si el refinamiento es grande, puede ser necesario repetir los pasos 5 y 6.

8. Analizar el diseño gráficamente para conseguir un diseño óptimo.5.4.11. Métodos de diseño para sistemas binarios

Un buen entendimiento de las ecuaciones desarrolladas para sistemas binarios es esencial para el entendimiento de procesos de destilación. Aun cuando los sistemas binarios son usualmente considerados separadamente, los métodos de diseño desarrollados para sistemas de múltiple componentes pueden obviamente también usarse para sistemas binarios. Con mezclas binarias fijando la composición de un componente se fija la composición del otro, y no son usualmente necesarios procesos iterativos para determinar los requerimientos de etapas y reflujo: normalmente se usan métodos gráficos simples.

Distribución de Componentes (Balance de Materiales)

145

El balance de materiales en una columna de multiplecomponentes es simple y se puede hacer sobre la base del balance total y un balance parcial con lo cual se tiene:F = B + D Ecuación 122

Fxfi = BxBi + DxDi Ecuación 123

Al hacer el diseño de la columna generalmente se tiene como dato F y xfi, y la separación se hace para obtener un producto ya sea en el tope o el fondo con una posición especificada ya sea xdi o xbi. Para un sistema binario conociendo la fracción molar de un componente automáticamente se conoce del otro componente de ya que la de las dos fracciones debe dar la unidad. 5.4.11.1. Método de McCabe-Thiele Número de etapas de equilibrio

El método de McCabe – Thiele puede ser usado para el diseño de columnas con alimentaciones múltiples. Los flujos de vapor y liquido en la sección entre la alimentación y los puntos de salida son calculados y las líneas de balance de materiales dibujadas en cada sección. Flujos no constantes de líquido y vapor en las etapas: El método de McCabe –Thiele no se puede usar cuando no se puede asumir la condición de flujo equimolar. Las líneas de balance de materiales no son rectas en este caso y no pueden dibujarse. Alternativamente se puede usar el método riguroso de Ponchon Savarit.

Actualmente raramente se puede optar por un método gráfico riguroso ya que cuando el método de McCabe-Thiele no es suficientemente adecuado se puede usar un programa por computador.

Concentraciones bajas de producto

Cuando las concentraciones del componente más volátil de cualquiera de los productos, es muy baja, las etapas trazadas en el diagrama de McCabe-Thiele son muy pequeñas y difíciles de trazar. Este problema puede ser superado regraficando las secciones del tope o del fondo en una escala grande, o sobre un papel log – log.

Si las líneas de balance de materiales y de equilibrio son rectas, o pueden tomarse como tales cuando las concentraciones son pequeñas, el número requerido de etapas se puede calcular usando la ecuación dada por Robson y Gilliland (1950).

Para la sección de agotamiento

NS¿=

log [(K ´ /S ´−1)(x ´r /xB−1)]log [1/S ´ (K ´−1)]

Ecuación 124

Donde:

146

NS* = número de etapas ideales requeridas desde xB hasta algún punto de referencia xr

xB= fracción molar del componente más volátil en el producto del fondoxr =Fracción molar del componente más volátil en el punto de referenciaS’= pendiente de la línea de balance de materiales del fondo K’ = valor -K para el componente más volátil

Para la sección de rectificación

N r¿=

[(1−S )+xr/ xD(S−D)

1−K]

log [S /K ]

Ecuación 125

Donde:Nr* = número de etapas ideales requeridas desde algún punto de referencia xr hasta xD

XD= fracción molar del componente menos volátil en el producto topexr =Fracción molar del componente menos volátil en el punto de referenciaS= pendiente de la línea de balance de materiales del tope K’ = valor -K para el componente menos volátil

A bajas concentraciones K=α5.4.11.2. La Ecuación de Smoker

Smoker (1938) derivó una ecuación analítica que puede ser usada para determinar el número de etapas cuando la volatilidad relativa es constante.

Aunque este método puede ser usado para cualquier problema para el cual las volatilidades relativas en las secciones de rectificación y agotamiento se puedan tomar como constantes, esto es particularmente provechoso para problemas donde la volatilidad relativa es baja, por ejemplo, en la separación de isómeros de puntos de ebullición cercanos. Si la volatilidad relativa es cercana a la unidad, el número de etapas debe ser muy grande y es impracticable dibujar un diagrama de McCabe –Thiele. La derivación de la ecuación es bosquejada a continuación.

Derivación de las ecuaciones

Una línea recta de balance de materiales puede expresarse por la ecuacióny=sx+c Ecuación 126

Y en términos de volatilidad relativa, los valores de equilibrio de y están dados por:

y= αx1+(α−1) x

Ecuación

127

147

Eliminando y de estas ecuaciones da una ecuación cuadrática en x: s (α−1 ) x2+[s+b (α−1 )−α ]x+b=0 Ecuación 128

Esta ecuación para cualquier problema de destilación tendrá una raíz real de k entre 0 y 1

k es el valor de la ordenada x en el punto donde las líneas de balance de materiales extendidas cortan a la curva de equilibrio. Smoker demostró que el número de etapas requerido es dado por la ecuación

N=

log [ xo¿ (1−β xn

¿ )xn

¿ (1−β xo¿ ) ]

log ( αSC 2 )

Ecuación

129

Donde:

β=SC (α−1)

α−SC2 Ecuación

130

N=Numero de etapas requerido para efectuar la separación representada por el cambio de concentración de xn

¿a xo¿ ; x¿=(x-k) y xo

¿>xn¿

C=1+(α−1)k Ecuación 131

S=Pendiente de la línea de balance de materiales entrexn¿y xo

¿

α=¿ Volatilidad relativa, asumida constante sobre xn¿a xo

¿

Sección de rectificaciónxo

¿=x D−k Ecuación 132

xn¿=zF−k Ecuación 133

S= RR+1

Ecuación

134

B=xD

R+1 Ecuación 135

Sección de agotamientoxo

¿=z F−k Ecuación 136

148

xn¿=xB−k Ecuación 137

S=R zF+ xD−(R+1)x B

(R+1)(zF−xB) Ecuación

138

b=(z F−x D)xB

(R+1)(zF−xB) Ecuación

139

Si la corriente de alimentación no está a su punto de burbujeo,zFes reemplazado por el valor de x en la intersección de las líneas de balance de materiales, dado por

zF¿=

b+ zF /(q−1)q

q−1−S

Ecuación

140

Todas las composiciones son para el componente más volátil.5.4.12. Destilación de múltiple componentes: consideraciones generales

El problema del balance de materiales, la determinación del número de etapas y los requerimientos de reflujo para destilación de múltiple componentes es mucho más complejo que para mezclas de sistemas binarios.

Con una mezcla de múltiple componentes, fijando la composición de un componente no se determina automáticamente la composición de otro componente y la temperatura de la etapa. También cuando la alimentación contiene más que dos componentes no es posible especificar la composición completa de los productos del tope y del fondo independientemente. La separación entre los productos del tope y del fondo se especifica estableciendo limites sobre las composiciones de los dos componentes claves entre los cuales se desea hacer la separación.

El procedimiento normal es resolver las ecuaciones de etapas, etapa por etapa, desde el tope y el fondo de la columna hacia el punto de alimentación. Para que los cálculos sean exactos, las composiciones obtenidas desde ambos lados del tope hacia abajo y del fondo hacia arriba deben encontrarse en el punto de la alimentación y coincidir con la composición de la alimentación. Pero las composiciones calculadas dependerán de las composiciones asumidas para los productos del tope y del fondo al inicio de los cálculos.

149

Aun cuando es posible hacer coincidir con los componentes claves, los demás componentes no coincidirán hasta que el diseñista sea particularmente afortunado en la elección de las composiciones del fondo y del tope. Para una solución rigurosa, se deben ajustar las composiciones y repetir los cálculos hasta obtener un acercamiento satisfactorio al punto de alimentación.

Claramente el aumento en el número de componentes hará más difícil el problema. Un cálculo de prueba y error se necesita para calcular la temperatura de las etapas. Para mezclas no ideales, los cálculos serán más complicados por el hecho que las volatilidades de los componentes serán funciones de las composiciones no conocidas de la etapa.

Antes de la aparición de las modernas computadoras digitales, fueron desarrollados varios “métodos cortos” para simplificar la tarea de diseñar columnas de múltiple componentes. Aun cuando los programas de cómputo se usan para soluciones rigurosas de las ecuaciones de etapas, los métodos cortos son muy usados en trabajos de diseños preliminares, y como una ayuda para definir problemas en soluciones por computadora.

Los métodos cortos pueden dividirse en dos clases:

1. Simplificaciones de los procedimientos rigurosos de etapa a etapa para posibilitar los cálculos usando calculadoras manuales o gráficas. Ejemplos típicos de esta aproximación son el método dado por Hengstebeck (1961); y el método de SmithBrinkley (1960)

2. Métodos empíricos los cuales se basan en la operación de columnas existentes, o en el resultado de diseños rigurosos. Ejemplos típicos son la correlación de Gilliland y la correlación de Erbar – Maddox. 5.4.12.1. Métodos cortos de destilación de múltiples componentes

Algunos de los métodos cortos más usados, los cuales pueden usarse para estimar los requerimientos de etapas y reflujo sin la ayuda de computadoras, La mayoría de métodos cortos fueron desarrollados para el diseño de columnas de separación para sistemas de hidrocarburos en la industria del petróleo y petroquímica, y deben tomarse precauciones cuando se extienden a otros sistemas. Estos usualmente se basan en la asunción de volatilidad relativa constante, y podrían no ser usados para sistemas severamente no ideales.5.4.12.1.1. Método de Hengstebeck

Si la presencia de otros componentes no tiene significativo efecto sobre la volatilidad relativa de los componentes claves, los claves pueden ser tratados como un par seudobinario. Luego el número de etapas puede ser calculado con el diagrama de McCabeThiele, u otro método desarrollado para sistemas binarios. Esta simplificación

150

puede a menudo ser hecha cuando la cantidad de componentes no claves es pequeña, o cuando los componentes forman una solución cercana a la ideal.

Cuando la concentración de los no claves es pequeña, por decir menor del 10 por ciento, estos pueden agruparse con los componentes claves. Para altas concentraciones. El método propuesto por Hengstebeck (1946) puede usarse para reducir el sistema a un sistema binario equivalente. El método de Hengstebeck es descrito a continuación

Para cualquier componente i, tomando como base el modelo de etapa de equilibrio la composición de balance de materiales y las relaciones de equilibrio pueden escribirse en términos de los flujos molares de los componentes individuales en lugar de la composición del componente:ln+1 , i=ln ,i+d i Ecuación 141

vn ,i=K n , iVL

ln ,i Ecuación 142

Para la sección de agotamiento

l ´n+1 , i=v ´n , i+bi Ecuación 143

v´ n, i=Kn , iV ´L´

l´ n ,i Ecuación

144

Donde:ln ,i=¿ Flujo molar liquido de cualquier componente i desde la etapa n.vn ,i=¿Flujo molar vapor de cualquier componente i desde la etapa n.d i= flujo molar de cualquier componente i en el destilado.b i = flujo molar de cualquier componente i en los fondos.K n , i=¿valor-K para el componente i en la etapa n.V y L son los flujos molares totales, asumidos constantes.

Para reducir el sistema de múltiple componentes a un sistema binario equivalente es necesario estimar los flujos de los componentes claves a través de la columna.

Hengstebeck hizo uso del hecho que en una destilación típica el flujo de cada uno de los componentes ligeros no claves se aproximan a ser constantes en la sección de rectificación; y los flujos de cada uno se los componentes pesados no claves se aproximan a ser constantes en la sección de agotamiento. Colocando los flujos de los componentes no claves iguales al flujo límite de cada uno en cada sección, permite estimar los flujos combinados de los componentes claves.

151

Sección de rectificación

Le=L+∑ li Ecuación 145

V e=V +∑ vi Ecuación 146

Le ´=L´ +∑ li ´ Ecuación 147

V e ´=V ´+∑ vi´ Ecuación 148

Donde:

V e y LeSon los flujos combinados, estimados de los claves

li y vi son los flujos limitantes en el líquido y en el vapor de los componentes más ligeros que los claves en la sección de rectificación

li ´ y vi´ Son los flujos limitantes en el líquido y en el vapor de los componentes más pesados que los claves en la sección de agotamiento.

El método usado para estimar los flujos límites es dado por las ecuaciones:

li=di

αi−1 Ecuación 149

vi=li+d i Ecuación 150

vi´=α i bi

α LK−α i Ecuación

151

li ´=vi ´+bi Ecuación 152

Donde:

α i=¿Volatilidad relativa del componente i, con relación al clave pesado (HK)

α LK= volatilidad relativa del clave ligero (LK) con relación al clave pesado.

La estimación de los flujos de los componentes claves combinados. Posibilitan dibujar las líneas de balance de materiales para el sistema binario equivalente. La línea de equilibrio se dibuja asumiendo volatilidad relativa para el clave ligero constante.

152

y=α LK x

1+(α LK−1 ) x Ecuación

153

Donde y y x se refieren a las concentraciones de los componentes claves en el vapor y el líquido.

Hengstebeck mostró como el método puede ser extendido para tratar con situaciones donde la volatilidad relativa no puede tomarse constante, y como seguir para variaciones en los flujos molares de vapor y líquido. También da un procedimiento gráfico más riguroso basado en el método de Lewis y Matheson

5.4.12.1.2. Distribución de los componentes no claves: Método de Hengstebeck y Geddes

Hengstebeck y Geddes (1958) demostraron que la ecuación de Fenske puede ser escrita de la forma

log( di

bi)=A+C log αi /HK Ecuación 154

Especificando la separación de los componentes claves se pueden evaluar las i/HK constantes A y C; o usando las siguientes ecuaciones:

A=−log [bHK / f HK

1−bHK / f HK] Ecuación

155

C=

log ⌊ ( d LK / f LK

1−dLK / f LK)( bHK / f HK

1−bHK / f HK) ⌋

log α LK /HK

Ecuación 156

Luego la distribución se efectúa mediante recuperaciones

Recuperación en el destilado

d i

f i=

10A α i/HKC

1+10A αi /HKC Ecuación

157

Recuperación en el fondo (colas)

153

bi

f i= 1

1+10 A αi / HKC Ecuación

158

Las Ecs. 158 y 159 se pueden usar indistintamente tanto para la recuperación en el destilado como en los fondos, usando la relación:

f i=d i+bi Ecuación 159

Este método no se recomienda cuando la concentración de agua en D o en B es mayor o igual a 20 por ciento mol. El procedimiento propuesto por Hengstebeck (1946), el cual se basa en la ecuación de Fenske es un método adecuado para estimar la distribución de los componentes entre el tope y el fondo.5.4.12.1.3. Método de Convergencia

Holland (1981) propuso un método riguroso para diseño de columnas de destilación. Una de las aplicaciones de este método es para determinar la distribución correcta de los componentes no claves.

La distribución correcta se determina:

1. Definiendo una cantidad θ donde

d ´i=F z i

1+(bi /d i)θ Ecuación

160

Donde los valores ded ´i son tales que satisfacen∑ d ´i=D especificado

2. Del balance de materiales

d i+bi=z i Ecuación 161

d i=f i

1+(bi/d i) Ecuación 162

Comparando las anteriores ecuaciones se muestra que

b ´i=θ( b i

d i)d´ i Ecuación 163

Debería encontrarse un valor de θ mediante la solución de la siguiente ecuación no lineal, donde D es la cantidad especificada de destilado

154

D−∑ f i

1+( bi

di)θ

=0 Ecuación

164

4. Los valores de ( b i

d i)y θ son usados en la Ecs. 161 y 164 para evaluar las cantidades

finales correctas de los componentes: d'i y b'i.

5.4.12.1.4. Número mínimo de etapas

La ecuación de Fenske (Fenske, 1932) puede usarse para estimar el número mínimo de etapas requeridas a reflujo total. Esta ecuación aplicada a un sistema de múltiple componentes se puede escribir como:

[ x i

xr ]D=αi /r

Nm [ x i

xr ]B Ecuación 165

Donde:

[ x i

xr ]=¿Relación de concentraciones de cualquier componente i a la

concentraciónde un componente de referencia r, y los sufijos D y B denotan el destilado (tope) (D) y el fondo (B)

Nm=¿Número mínimo de etapas a reflujo total, incluyendo el rehervidor

α i/ r=¿Volatilidad relativa promedio del componente i con respecto al componente de referencia

Normalmente la separación requerida se especifica en términos de los componentes claves, y la Ec. 166 puede ser re arreglada para dar un estimado del número de etapas.

Nm=LnS/ ln(α LK / HK )av Ecuación 166

Donde S está dada por:

S=(xLK / xHK )D(xHK /x LK)B Ecuación 167

Donde (α LK /HK)aves la volatilidad relativa promedio del clave ligero con respecto al clave pesado, y xLK ,xHK son las concentraciones de los claves ligero y pesado.

155

La volatilidad relativa se toma como la media geométrica de los valores a las temperaturas del tope y el fondo de la columna. Para calcular estas temperaturas se deben hacer estimados iniciales de las composiciones, así el cálculo del número mínimo de etapas por la ecuación de Fenske es un procedimiento de prueba y error.

Si hay una gran diferencia entre las volatilidades relativas del tope y del fondo de la columna, el uso del valor promedio en la ecuación de Fenske se estimará un número de etapas menor al requerido. En este caso un mejor estimado puede hacerse calculando el número de etapas en la sección de rectificación y agotamiento separadamente, tomando la concentración de la alimentación como la concentración base para la sección de rectificación y como la concentración del tope para la sección de agotamiento, y estimando la volatilidad relativa promedio separadamente para cada sección. Este procedimiento también dará un estimado de la ubicación del punto de alimentación.

La Ec. De Fenske tiende a ser rigurosa si:

(α LK /HK)av=N√(α LK /HK ,1 α LK /HK , 2 , , , α LK /HK , N) Ecuación 168

En resumen, (α LK /HK )av se puede obtener a partir de las siguientes aproximaciones:

1. Evaluando α av aT av=(T ¿¿ top+T fond)/2¿2. α av=(α¿¿ top+α fond)/2¿3. α av=α a la temperatura del plato de alimentación4. α av=√α top α fond

5. α av=3√α top αmed α fond

El método 1 fue recomendado por Maddox; el método 2 fue recomendado por Van Winkle, los métodos 4 y 5 fueron recomendados por Fair, Seader y Kurtyka, y McCormick y Roche, los métodos 3 y 4 son preferidos por un gran número de diseñistas. Douglas ha propuesto un criterio para examinar la aproximación de la volatilidad relativa.

αtop−α fond

α top+αfond≤0.1 ln

αtop−α fond

2 Ecuación 169

Cuando se cumple la desigualdad anterior, la volatilidad relativa es relativamente constante a través de la columna, y las aproximaciones simples tales como 2 o 4 son apropiadas. De acuerdo a la Ec. 166, la ecuación de Fenske se aplica no solo a los componentes clave ligero y clave pesado. Esta también puede aplicarse a cualquier par de componentes. Si el número de etapas es conocido, la Ec. 166 puede usarse para estimar la separación de componentes entre el tope y el fondo de la columna a reflujo total. Esta puede escribirse en una o más formas convenientes para calcular la separación de componentes.

156

d i

bi=αi

Nm [dr

br ] Ecuación 170

Donde di y bi son los flujos del componente i en el tope y los fondos, dr y br son los flujos del componente de referencia en el tope y los fondos

Nota: del balance de materiales de la columna

d i+bi=f i Ecuación 171

Donde f i es el flujo del componente i en la alimentación.

5.4.12.1.5. Reflujo mínimo Método de Underwood.

Underwood (1948) derivó ecuaciones para estimar la relación de reflujo mínimo para destilación de múltiple componentes. Este método resuelve una ecuación la cual relaciona la composición de la alimentación, la condición térmica de la alimentación, y la volatilidad relativa a la temperatura promedio de la columna para un factor θ este factor es sustituido en una segunda ecuación la cual relaciona el reflujo mínimo a la volatilidad relativa y la composición del destilado.

El método asume volatilidad relativa constante a la temperatura promedio de la columna y flujos molares constantes. Este método da aproximaciones de ingeniería razonables para sistemas que se aproximan a la idealidad. El método de Underwood ha sido tradicionalmente el más popular para determinación del reflujo mínimo. El método es:

1. Encontrar θ (el cual debe estar entre los valores de las volatilidades relativas de los componentes claves) por un método de prueba y error usando la ecuación:

∑ α i x i , F

αi−θ=1−q Ecuación 172

Donde:

α i = volatilidad relativa del componente i con respecto a algún componente de referencia, usualmente el clave pesado

x i , F = concentración del componente i en la alimentación y q depende de la condición de la alimentación.

2. Reemplazar θ en la siguiente ecuación para calcular (L/ D)m=Rm

Rm+1=∑ αi xi , D

αi−θ Ecuación 173

157

Donde Rm = relación mínima de reflujox i , D= concentración del componente i en el tope a reflujo mínimo

En la derivación de las ecuaciones 175 y 176 las volatilidades relativas son tomadas como constantes. Podría usarse el promedio geométrico de los valores estimados de las temperaturas del tope y del fondo. Esto requiere un estimado de las composiciones del tope y del fondo.

Aun cuando las composiciones deberían ser estrictamente las dadaspara reflujo mínimo, se pueden usar los valores determinados a reflujo total, de la ecuación de Fenske. Un mejor estimado puede obtenerse reemplazando el número de etapas a reflujo total en la Ec. 171 por un estimado del número actual de etapas: frecuentemente se usa un valor de Nm/0,6

5.4.12.1.6. Método gráfico de Underwood

Para eliminar la prueba y error, Van Winkle y Todd desarrollaron una técnica de solución gráfica para obtener θ. Esta técnica es aplicable solamente a alimentaciones como líquido a su punto de burbuja. Otros métodos también están disponibles para cálculos de reflujo mínimo. Van Winkle recomienda el método de Underwood y dos más: Método de Brown Martín y Método de Coldburn. Estos métodos son más complicados y dan estimados cuya exactitud no está acorde con lo complicado de su cálculo.5.4.12.1.7. Relaciones entre etapas y reflujo

Las relaciones más populares entre reflujo y etapas son las de Gilliland y Erbar y Maddox. Muchos diseñistas recomiendan ambas, algunos prefieren Gilliland, mientras que otros prefieren Erbar y Maddox. La correlación de Erbar y Maddox es considerada más exacta, especialmente a bajas relaciones de reflujo, sin embargo, la exactitud de la correlación de Gilliland para métodos cortos de cálculo es usualmente satisfactoria. La curva simple dada por la correlación de Gilliland es fácil de computarizar. Las dos correlaciones son consistentes con la ecuación de Fenske y el método de Underwood.

5.4.12.1.8. Correlación de Gilliland (Fig. 64). Esta gráfica correlaciona el reflujo y las etapas por

X=R−Rm

R+1 Ecuación

174

Y=N−N m

N+1 Ecuación

175

158

Cuando R = Rm, X = 0, y Y se aproxima a la unidad. Cuando N = Nm, Y = 0, y X se aproxima a la unidad. La curva entonces se extiende desde la coordenada (0,1) a reflujo mínimo hasta (1,0) a reflujo total.

Ilustración 61.Correlacion de Guilliland (Moncada, destilación: 78)

Gilliland usó el método de Fenske para determinar las etapas mínimas y su método para computar el reflujo mínimo. Sin embargo, se ha demostrado que el método de Underwood para reflujo mínimo también puede ser usado.

Ecuaciones numéricas de Gilliland.

Desde que Gilliland derivó su correlación original,varios autores han desarrollado ecuaciones numéricas para representarla. Sin embargo la que más se aproxima es la Ecuación de McCormick, dada por las relaciones:

Y=1−X B Ecuación 176

B=0.105 log X+0.44 Ecuación 177

X=R−Rm

R+1 Y=

N−N m

N+1 Ecuación

178

159

5.4.12.1.9. Correlación de Erbar – Maddox

(Fig. 65). Este método usa una gráfica de R/(R + 1) contra Nm/N, con Rm/ (Rm + 1) como el parámetro. Cuando R = Rm el eje x se hace cero. Por consiguiente, el eje y del diagrama representa las condiciones de reflujo mínimo. Cuando N = Nm, ambas coordenadas x y y se vuelven la unidad.

Ilustración 62. Correlación de Erbar-Maddox (Moncada, destilación: 79)

La Fig 65 está basada en una alimentación a su punto de burbuja. Para otros tipos de alimentación se usa la siguiente correlación

V u=V K+(1−D / F)(H F ,u−HF , K)

Q c/ Lo Ecuación

179

En la correlación de Erbar – Maddox, el número mínimo de etapas se calcula por el método de Winn y el reflujo mínimo por el método de Underwood, pero también puede usarse el método de Fenske para las etapas mínimas.

Ubicación de la etapa de alimentación

160

Una limitación del método de Erbar – Maddox y similares métodos empíricos, es que ellos no dan la ubicación del punto de alimentación.

5.4.12.1.10. Ecuación de Fenske

Un estimado puede hacerse usando la ecuación de Fenske para calcular el número de etapas en las secciones de rectificación y agotamiento separadamente, pero esto requiere un estimado de la temperatura del punto de alimentación.

Nm , S=ln Ss/ ln α S Ecuación 180

Donde:

SS=Z LK X B, HK

Z HK XB, LK Ecuación 181

α Ses la volatilidad relativa promedio del clave ligero en la sección del fondo. El número de platos actuales en la sección del fondo es estimado de

N S

N m, S= N

Nm Ecuación

182

5.4.12.1.11. Ecuación de Kirkbride

Una aproximación alternativa es usar la ecuación empírica dada por Kirkbride (1944):

N R

N S=[( B

D)(

zHK

z LK)(

xB , LK

x D, HK)

2]0.206

Ecuación

183

Donde:

N = número de etapas sobre el punto de alimentación, incluyendo cualquier condensador parcial.

Ns=número de etapas por debajo de la alimentación. Incluyendo al rehervidor.

B = flujo molar de los productos del fondo.

D = flujo molar de los productos del tope.

zHK= concentración del clave pesado en la alimentación.

zLK= concentración del clave ligero en la alimentación.

161

xD , HK= concentración del clave pesado en los productos del tope

xB, LK= concentración del clave ligero en los productos del fondo.

Akashah et al, presentaron una versión modificada de la Ec. (4.65), la cual da

N R=N R [ calculada a partir de≤Ec . 184−0.5 log N ]

5.4.13. Cálculos rigurosos de destilación

Antes de los años 50, los cálculos de columnas fueron hechos a mano. Aun cuando se disponían de procedimientos rigurosos de cálculo; estos eran difíciles de aplicarlos. Los métodos cortos fueron entonces la principal herramienta de diseño. Los procedimientos rigurosos fueron solamente usados para columnas pequeñas o para verificar diseños finales. Incertidumbres e inexactitudes en los procedimientos cortos fueron usualmente compensados por sobre diseños. En la práctica moderna de destilación, los métodos rigurosos son la principal herramienta.

El uso de las computadoras también permitió el desarrolla rápido de mejores métodos rigurosos, algunos de los cuales no son modelados adecuadamente por métodos cortos. En los modernos cálculos de diseño de columnas, los métodos cortos se usan para diseños preliminares como base para la aplicación de diseños rigurosos.Modelo de columna.

Un método riguroso describe una columna como un grupo de ecuaciones y resolver estas ecuaciones para calcular condiciones de operación de la columna. Todos los flujos son expresados usualmente en términos de moles/hora. También cuando es ejecutado un cálculo riguroso, usualmente se especifica lo siguiente.

- Velocidad, composición, y condición de cada alimentación- Número de etapas en la columna- La etapa para cada alimentación, producto, intercambio de calor, y bombeo- Especificaciones de la separación- Perfil de presión en la columna.

Los cálculos de diseño y operación de la columna se presentan al estado estacionario.

Por ejemplo, que entra a la columna y que sale

∑ ( flujosmolares de alimentación) =∑ ( flujosmolares de producto)

∑ (de molesde los componentes enla alimentación) =

∑ (de molesde loscomponentes en los productos )

162

Entalpía de la alimentación de alimentación + calor adicionado = entalpías de los productos + calor removido

Ilustración 63.Modelo de etapa de fraccionamiento para diseño riguroso (Moncada, destilación: 99)

La estructura general para un problema de destilación en el cálculo etapa por etapa comprende:

1. Relación de equilibrio

y i ,n=K i ,n x i, n Ecuación 184

2. Balance de materiales en torno a la etapa n

Balance total de materia

Fn+V n+1+Ln−1=V n+Ln−Sn Ecuación 185

Balance por componente

Fn zi ,n+V n+1 y i , n+1+Ln−1 x i ,n−1=V n y i , n+Ln x i ,n+Sn x i , n Ecuación 186

3. Balance de energía

∆ H n+Fn H f , n+V n+1 Hv ,n+1+Ln−1 H L, n−1=V n Hv ,n+Ln H L, n Ecuación 187

4. Restricciones inherentes a las fracciones molares

∑ x i , n=1 Ecuación 188

163

∑ yi , n=1 Ecuación 189

Los pasos básicos para un procedimiento rigurosos de solución serán

1. Especificación del problema; una especificación completa es esencial para los métodos por computador.

2. Selección de valores para las variables de iteración; por ejemplo, temperatura estimada de las etapas, y flujos de líquido y vapor (perfiles de temperatura de la columna y flujos).

3. Un procedimiento de cálculo para la solución de las ecuaciones de etapas.

4. Un procedimiento para la selección de nuevos valores para las variables de iteración para conjunto de cálculos supuestos.

5. Un procedimiento para verificar la convergencia; para verificar si se ha conseguido una solución satisfactoria.

Es conveniente considerar los métodos disponibles bajo las cuatro categorías siguientes:

- Método de Lewis Matheson.- Método de Thiele y Geddes.- Métodos de relajación.- Métodos de álgebra lineal.

Con excepción del método de Lewis y Matheson, todos los métodos listados anteriormente requieren la especificación del número de etapas antes y después del punto de alimentación. Estos son entonces no aplicables directamente para diseño: cuando el diseñista quiere determinar el número de etapas requerido para una separación especificada. Estos son estrictamente conocidos como “métodos de evaluación”; usados para determinar la operación de una columna existente, o especificada. Dado el número de etapas, estos se pueden usar para determinar las composiciones de los productos. Son necesarios procedimientos iterativos para aplicar métodos de evaluación para el diseño de columnas nuevas. Un estimado inicial del número de etapas puede hacerse usando métodos cortos y usar los programas para calcular las composiciones del producto; repitiendo los cálculos con la revisión de los estimados hasta obtener un diseño satisfactorio.5.4.13.1. Método de Lewis y Matheson

El método propuesto por Lewis y Matheson (1932), es esencialmente la aplicación del Método de Lewis Sorel para la solución de problemas de múltiple componentes. Se asume flujos molares constantes y relaciones de equilibrio y balance de materiales son resueltas etapa por etapa iniciando en el tope o en el fondo de la columna. Para definir un problema

164

para el método de Lewis y Matheson, se deben especificar las siguientes variables, o determinadas a partir de otras variables especificadas.

- Composición, velocidad de flujo y condición de la alimentación. - Distribución de los componentes claves. - Flujo de un producto.- Relación de reflujo.- Presión de la columna- Valores asumidos (o calculados por el método de Geddes Hengstebeck) para los

componentes no claves.

El método usual es iniciar los cálculos en el tope y el fondo hasta que se reúnan en algún punto de la columna: La alimentación

El procedimiento termina cuando

⌊xLK

x HK⌋

calc≅ ⌊

x LK

x HK⌋

F Ecuación

190

Las ecuaciones que describen el método son:

1. Zona de agotamiento

Relación de equilibrio

ym, i=α i xm, i

∑ αi xm,i

Ecuación

191

Balance de materialesL ´ xm, i=V ´ ym−1 ,, i+B xB ,i Ecuación 192

Procedimiento

a) Con xB , i=x1 ,i se determina ym, i= y1 ,i usando la Ec. (192); m=1: calderín

b) Con el valor calculado de y1= ym−1 , i se obtiene xm,i=x2usando la Ec. (193)

c) Con x2 ,i se determina y2 ,i usando la Ec. (192)

165

d) Con y2 ,i se determina x3 ,i usando la Ec. (193); (m = 3) y así sucesivamente se repiten los

cálculos hasta conseguir:⌊xLK

x HK⌋

calc>⌊

x LK

xHK⌋

F

Ecuación 193

A medida que se asciende en la columna se va disminuyendo la concentración del HK y se

aumenta la del LK; cuando se pasa de ⌊xLK

x HK⌋

calc<⌊

x LK

xHK⌋

Fa ⌊

xLK

x HK⌋

calc>⌊

x LK

xHK⌋

F se ha

sobrepasado el punto de alimentación y el valor de m. (en xm,i), antes del cambio será el número de etapas en la zona de agotamiento

Ilustración 64.Limites del sistema para aplicación de balance de materiales en la zona de agotamiento (Moncada, destilación: 102

2. Zona de rectificación

Relación de equilibrio

xn ,i=yn , i /αi

∑ ¿¿¿

Ecuación 194

Balance de materialesV yn ,, i=L xn , i+D xD ,i

Ecuación 195

Procedimiento

a) Con y D,i= y1 ,i se determina xn ,i=x1 ,i usando la Ec. (195)

166

b) Con xn ,i=x1 se calcula yn+1, i= y2 ,iusando la Ec. (196)

c) Con y2 ,i se calcula x2 ,i usando la Ec. (195)

d) Se repiten los cálculos hasta obtener ⌊xLK

x HK⌋

calc<⌊

x LK

xHK⌋

F

A medida que se asciende en la columna se va disminuyendo la concentración del LK y se

aumenta la del HK; cuando se pasa de ⌊xLK

x HK⌋

calc>⌊

x LK

xHK⌋

Fa ⌊

xLK

x HK⌋

calc<⌊

x LK

xHK⌋

F se ha

sobrepasado el punto de alimentación y el valor de n, (en xn ,i), antes del cambio será el número de etapas en la zona de agotamiento

Ilustración 65.Límites del sistema para la aplicación del balance de materiales en la sección de rectificación Moncada, destilación: 103

5.4.13.2. Método de Thiele y Geddes

Como el método de Lewis y Matheson, el método original de Thiele y Geddes fue desarrollado para cálculos manuales. Este posteriormente ha sido adaptado por muchos trabajos para cálculos por computadora. Las variables especificadas en el método básico, o que pueden ser derivadas de otras variables especificadas, son:

- Temperatura del reflujo- Caudal de reflujo

167

- Caudal de alimentación - Caudal y condición de la alimentación- Presión de la columna- Número de etapas de equilibrio sobre y debajo de la alimentación

El procedimiento básico usado en el método de Thiele y Geddes es descrito en los libros de Oliver (1966) y Smith (1963), y su aplicación a computadoras es descrito en detalle en una serie de artículos publicados por Lyster et al. (1959) y por Holland (1963).

El método se inicia con la suposición de un perfil de temperaturas y flujos. Luego son resueltas las ecuaciones para las etapas para determinar las composiciones de componentes por etapa y los resultados son usados para revisar los perfiles de temperatura par los subsecuentes cálculos de prueba. Para el método de Thiele y Geddes se han desarrollado métodos eficientes de convergencia, de los cuales se recomienda el “Theta Method”, descrito por Lyster et al. (1959) y Holland (1963).

El método de Thiele y Geddes puede usarse para la solución de problemas complejos de destilación, y para otros procesosde separación de múltiple componentes.

5.4.13.3. Métodos de relajación

Con la excepción de este método, todos los métodos descritos resuelven las ecuaciones de etapas para condiciones de diseño al estado estacionario. En una columna en operación, pueden existir otras condiciones al inicio de la operación, y la columna se aproximará a las condiciones de “diseño” al estado estacionario después de un periodo de tiempo.

Las ecuaciones de balance de materiales por etapa pueden describirse en la forma de diferencias finitas, y los procedimientos para la solución de estas ecuaciones modelarán la conducta de estado no estacionario de la columna. Rose et al. (1958) y, Hanson y Sommerville (1963) aplicaron “métodos de relajamiento” para la solución de ecuaciones de estado no estacionario para obtener los valores de estado estacionario. La aplicación de este método para el diseño de columnas de etapas múltiples es descrita por Hanson y Sommerville (1963).

Los métodos de relajamiento no son competitivos con los métodos de estado estacionario” debido a su lenta convergencia, sin embargo como ellos modelan la operación práctica de una columna, se puede alcanzar la convergencia para todos los problemas prácticos. El método tiene el potencial de desarrollo para el estudio del comportamiento dinámico en el diseño de la columna, y para el análisis y diseño de columnas de destilación de lotes.

168

5.4.13.4. Métodos de Álgebra Lineal

Como se vió anteriormente, el método manual de Thiele –Geddes incluye la solución, una por una de las ecuaciones de las etapas de equilibrio. Programas más poderosos, confiables y flexibles para computadora se basan en la aplicación de métodos de matrices “sparce” (esparcidas) para resolver en forma simultánea todas o por lo menos algunas de las ecuaciones. Para los casos en los que las alimentaciones combinadas a la columna están representadas por mezclas con puntos de ebullición cercanos (característicos de muchas operaciones de destilación o de intervalo amplio (característico de los absorbedores y agotadores) y en los que no se requiere gran flexibilidad en las especificaciones del problema, se pueden aplicar los métodos de partición de las ecuaciones, que incluyen la solución simultánea de determinados subconjuntos de ecuaciones. Dos métodos para la partición de las ecuaciones son el método del punto de burbujeo (BP) para mezclas con puntos de ebullición cercanos, sugerido por Friday y mith, y desarrollado en detalle por Wang y Henke [Hydrocarbon Process., 45 (8), 155 (1966)], y el método de la suma de velocidades (SR), propuesto por Sujuta [Hydrocarbon Process., 40 (12), 137 (1961)].

5.6. Torre de absorción

Durante el contacto de las dos fases, los componentes de ellas se redistribuyen de acuerdo a sus propiedades y finalmente las fases se separan por medios físicos simples. De esta manera, mediante una selección adecuada de las fases y de las condiciones de operación, una de ellas se enriquece en uno de los componentes, logrando así la separación. (Morales S. ,2009:)

Cuando las fases en contacto son un gas y un líquido, la operación unitaria se le denomina Absorción, es la operación unitaria que consiste en la separación de uno o más componentes de una mezcla gaseosa con la ayuda de un solvente líquido con el cual forma solución (un soluto A, o varios solutos, se absorben de la fase gaseosa y pasan a la líquida).

Este proceso implica una difusión molecular turbulenta o una transferencia de masa del soluto A a través del gas B, que no se difunde y está en reposo, hacia un líquido C, también en reposo. Un ejemplo es la absorción del CO2 A del aire B por medio de agua líquida C. Al proceso inverso de la absorción se le llama empobrecimiento o desorción; cuando el gas es aire puro y el líquido es agua pura, el proceso se llama deshumidificación. La deshumidificación significa extracción de vapor de agua del aire.

5.6.1. Torre empacada

Las torres empacadas, utilizadas para el contacto continuo del líquido y del gas tanto en el flujo a contracorriente como a corriente paralela, son columnas verticales que se han llenado con empaque o con dispositivos de superficie grande. El líquido se distribuye sobre

169

éstos y escurre hacia abajo, a través del lecho empacado, de tal forma que expone una gran superficie al contacto con el gas.

La transferencia de masa en los procesos difusionales, depende en gran parte del área de la superficie de contacto entre las fases, es decir mientras más interfase exista se tendrá mayor transferencia de masa. Existen varias formas de aumentar el área de contacto entre las fases y casi todas se basan en subdividir alguna de las fases. Por ejemplo si se atomiza un líquido al pasar por una tobera, ésta dividirá la fase líquida en un gran número de gotas las cuales constituyen el área interfacial a través de la cual se transfiere la masa. El principal problema en estos equipos reside en mantener las pequeñas gotas suspendidas en la otra corriente. Esto generalmente se soluciona rellenando el equipo, que comúnmente es un cilindro, con piezas llamadas empaques. El empaque permite disponer de una gran área de contacto íntimo entre las fases.

Uno de los equipos más usados en las operaciones de transferencia de masa, es la llamada torre empacada, que está constituida de un cilindro vertical lleno de pequeñas piezas de diferentes formas geométricas, sostenidas por soportes a uno o varios niveles, provistas de redistribuidores. La función primaria de este equipo es proporcionar un esqueleto sobre cuya superficie escurre la fase pasada en películas delgadas o corrientes, mientras que la ligera asciende a través de los empaques y alrededor de los mismos.

La fase pesada es siempre un líquido y la ligera puede ser un gas (absorción, desorción, humidificación); un vapor (destilación) o un líquido ligero inmiscible con el pesado (extracción líquido).

En estas torres la fase pesada fluye por gravedad, ya que se alimenta por la parte superior de la torre, y la fase ligera se alimenta por la parte inferior, ésta tiende a subir por diferencia de densidades o bien por existir una mayor presión en la base del equipo

170

Ilustración 66.Torre empacada (UNAM: 72)

Las torres empacadas para destilación, generalmente poseen un diámetro que varía entre 0.1 a 6.0 m., con alturas que van desde 1 hasta 25 m.

En las torres empacadas el empaque se puede colocar al azar o siguiendo un ordenamiento: Para el diseño de una torre empacada, es necesario tener información sobre los coeficientes de transferencia de masa, los cuales dependen de la cantidad de flujo de las fases, de las concentraciones de éstas y del área interfacial; ahora bien, existe el inconveniente que esta área es difícil de medir y de ahí que suelen utilizarse coeficientes volumétricos, tales como KGa, KLa, etc., con dimensiones de kg mol transferido por m3 de volumen de torre, por hora y por unidad de fuerza directora.

El término ‘a’ representa el área superficial por m3 de empaque, es evidente que el ´termino KGa incluye un factor inherente que indica la proporción del área empacada que es realmente usada en la transferencia. La proporción del área efectiva es una función del flujo de las fases, el tipo de empaque, el acomodo de éste, etc. Por todo lo anterior, el valor de los coeficientes volumétricos se obtiene experimentalmente.

5.6.2. Empaques

La parte principal de una torre empacada, es precisamente el relleno o empaque. Se han utilizado gran cantidad de materiales para empacar torres, dentro de éstos están, pedacería de vidrio, piedras porosas, carbón, etc.Estos materiales son baratos, pero su principal desventaja estriba en encontrar los coeficientes volumétricos en equipos que contengan este tipo de empaques, coeficientes que solamente pueden encontrarse en forma experimental.

171

Este ha sido el motivo de que se empleen con preferencia empaques con geometría definida y reproducible, los que han sido estudiados por un gran número de investigadores; sus características se encuentran tabuladas y sus resultados son reproducibles. La figura 70 muestra algunos de los empaques más conocidos.

Ilustración 67.Tipos de empaque (UNAM: 73-74)

Las propiedades que es deseable tengan los empaques son:

- Gran área superficial por unidad de volumen.- Gran cantidad de huecos, para permitir el paso de las corrientes.- Bajo costo.- Baja densidad y alta resistencia a la compresión.- Bajas caídas de presión.

El requerimiento de buen contacto entre las fases es el más difícil de encontrar especialmente en torres grandes. Idealmente la fase pesada, una vez distribuída en lo alto del empaque, fluye en películas sobre la superficie de éste hacia abajo del equipo. En la práctica, esta película se hace cada vez más y más gruesa, especialmente en ciertas zonas, de manera que el líquido se junta formando corrientes y fluye a través de pasajes del empaque de la torre.

172

A bajos gastos de fase pesada, la mayor parte del empaque puede estar seca o cubierta con líquido estacionario. Todo ésto se conoce como acanalamiento y es la principal razón de la baja eficiencia de las torres empacadas.

Esta eficiencia puede mejorarse si se selecciona un adecuado sistema de distribución de la fase pesada y esta solución de factores tales como, tipo de empaque y diámetro de la torre. Las figuras 4a y 4b muestran algunos tipo de distribuidores.

Ilustración 68.Tipos de distribuidores (UNAM: 75)

Otra solución para mejorar la distribución de la fase pesada es el uso de redistribuidores, cuya colocación depende de las dimensiones de la columna haciendo con ésto que se mejore la eficiencia de la misma. Para más detalle de los empaques ver Anexo 95.6.3. Inundación

Para una torre que contiene un empaque y que está irrigada con un cierto flujo de fase pasada, existe una velocidad límite al flujo de la fase ligera. La velocidad de la fase ligera correspondiente a este límite, se conoce como velocidad de inundación.

Cálculo de la inundación

La observación de la inundación se llevará a cabo por medios visuales ó midiendo las caídas de presión, sin embargo, es posible reproducirlas por medio de correlaciones.

Las velocidades de una y otra fase en una torre que llega a inundarse son función una de la otra, al mismo tiempo la relación mencionada está en función de las propiedades de ambas

173

fases, densidad, viscosidad, las características del empaque, fracción de volumen libre, la superficie que presente, porosidad y volumen de cama empacada.

Para sistemas líquido gas, la correlación más importante es la de Lobo que se obtuvo con los datos experimentales de varios empaques y sistemas.

La gráfica de Lobo, figura 7, es una gráfica generalizada que incluye información suficiente. El hecho de que la línea de la figura tenga pendiente negativa a grandes valores de L/G, significa que esta región G2 se grafica contra G o que L es constante. En otras palabras, al aumentar la velocidad del líquido se alcanza un punto en el cual un pequeño aumento de L es suficiente para impedir que el gas fluya a través del empaque a contracorrientes.

Ilustración 69.Grafica de lobo UNAM: 81

174

Capítulo VI. Desarrollo de la Simulación

En el presente capítulo se desarrollan las simulaciones con el software de Petro-SIM 4.0 de los procesos productivos seleccionados como más característicos dentro de una planta de producción de etileno, se enumeran y explican las simulaciones creadas, se analizan los resultados obtenidos y se contrastan (en los casos posibles) con la situación real basado en la bibliografía consultada.

Se ha denominado unidades básicas de proceso a todos los equipos que sirven para llevar a cabo los procesos de, que están presentes en todas las instalaciones productivas de la empresa y que en conjunto conforman lo que se denomina ´´planta´´. Son operaciones unitarias que realizan una acción determinada y por lo general consideran una corriente de entrada, una corriente de salida y la energía asociada.

En Petro-SIM 4.0 estas unidades básicas corresponden a los objetos que se deben añadir a las simulaciones, para con las interconexiones adecuadas, obtenidas del flowsheet de planta obtener la simulación final del proceso investigado.

Las diferentes unidades básicas de proceso que se han considerado como necesarias para el desarrollo de las diferentes simulaciones son:

- Horno de pirolisis- Separadores de líquido y vapor.- Fraccionadoras- Intercambiadores de calor:- Coolers y Heaters.- Intercambiadores de tubo y carcasa.- Mezcladores y divisores de flujo.- Válvulas.- Bombas.- Compresores.

Estas unidades en Petro-SIM 4.0 presentan diferentes opciones de especificación; en primera instancia se han desarrollado aplicaciones que solo necesitan una definición rápida y aproximada, para posteriormente desarrollar simulaciones de casos reales cuyo principal objetivo es representar de la forma más exacta posible estas unidades básicas, y esto necesariamente implica utilizar las opciones avanzadas de las unidades investigadas.

La simulación se realizara en la secuencia de pasos que esquematiza la gráfica:

175

Ilustración 70.Flujo grama del programa (Aguilar J. Hysys 2009:28)

6.1. Información del proceso y selección del modelo termodinámico del mismo.

Previo al desarrollo del modelo de simulación, primero fue necesario analizar la teoría que involucra al proceso de cracking catalitico. Esto incluye condiciones de las reacciones y la selección de un modelo termodinámico adecuado para la simulación. Este modelo debe ser confiable para el cálculo de las propiedades termodinámicas en el estado líquido y gaseoso, por ello se utilizó el árbol de decisión de Carlson

Con la información básica del proceso proporcionada en la bibliografía, se estudió con sumo detalle la descripción del proceso de la planta paralelamente con los diagramas de flujo del proceso (DFP), y las especificaciones de cada uno de los equipos de la planta.

Una vez elegido el software Petro-SIM 4.0 como el instrumento para realizar la simulación El siguiente paso fue establecer el método termodinámico debido a la naturaleza de los componentes de nuestra materia prima se decide elegir como paquete de fluido la EOS De Peng Robinson y hacer una comparación con la ecuación de Soave Redlich Kwong

176

6.1.1. Consideraciones específicas de cada simulación

Es importante recordar que una simulación de Petro-SIM 4.0 no representan el cien por ciento de los equipos, conexiones o corrientes que en planta se pueden observar.

Debido a esto, se deben realizar ciertas simplificaciones, que conllevan a trabajar con un flowsheet aproximado al esquema real, pero que dependiendo del criterio de quien diseñé las simulación podrá ser tan exacta como se desee.

6.2. Desarrollo del modelo de simulación en Petro-SIM 4.0. Selección de los equipos y consideraciones.

La planta a simular es extensa en cuanto al número de equipos incluidos en la misma. Para facilitar el trabajo se simuló cada una de las secciones de la planta por separado, por ello los diagramas de flujo están clasificados en diferentes secciones

La planta de olefinas ha sido diseñada para trabajar en tres casos de alimentación a los hornos de pirolisis, los cuales se mencionan a continuación:

Caso 100 % etano: La alimentación principal a los hornos se encuentra conformada en su totalidad por etano, en este punto el flujo de etano alimentado a la planta será el proveniente de la planta separadora de líquidos Gran Chaco

Caso mezcla: en este caso la planta opera con una mezcla molar de 70% etano y 30% propano.

Caso 100 %propano: La alimentación principal a los hornos se encuentra conformada en su totalidad por propano

Se tiene previsto que la planta de separación de líquidos gran chaco separare de la corriente de gas de exportación a Argentina componentes líquidos como butano, metano, propano y gasolina natural. Asimismo, se obtendrá etano, materia prima que servirá para iniciar el proyecto de etileno y polietileno que demandará un consumo aproximado de etano de 756.000 toneladas métricas anuales, (86.3 TMH) que serán extraídas del mismo gas natural.

Capacidad GN

Producción PRODUCCION

MMmcdGLPTMD

GASOLINATMD

Iso-PENTANOTMD

ETANOTMD

polietilenos de diferentes calidadesTMA

32 1.542-2.247 1.137-1.658 716-1.044 2.156-3.144 600.000

Tabla 20.Producción proveniente de la planta separadora Gran Chaco (YPFB, 2013:21,31)

177

5.3.1. Selección de los componentes

Para esta simulación se incluyeron los mismos componentes que son reportados en los balances de masa de diseño. Estos son: Hidrogeno, monóxido de Carbono, Metano, Etileno, Etano, Propino, Propano, 1,3-Butadieno, 1-Buteno, n-Butano, Benceno, Tolueno, p- Xileno y los grupos n-pentano, 3-metil-1,2- butadieno, n-hexano, n-heptano, etc., cada uno representando a varios compuestos con el número de átomos de carbono que se indica.

6.3.2. Selección del modelo termodinámico

En cuanto al modelo termodinámico que utilizaremos será la ecuación de Peng- Robinson para hidrocarburos livianos y Redlich-Kwong- Soave son recomendadas por técnicos y programadores, por ello que se realizara una comparación.

Ilustración 71.Selección del modelo termodinámico en el simulador petro-SIM 4.0 (Elaboración propia)

Diagramas de flujo de proceso (DPF)

Es la representación esquemática de la secuencia, las etapas, los equipos y las corrientes principales del proceso. También tiene información básica sobre la filosofía de operación y control (principales lazos de control) y las principales características de diseño, especificaciones de los equipos requeridos en el proceso y sus condiciones de operación.

5.3.3. Simulación de sección de pirolisis

Una vez ingresado en los componentes a utilizar y especificado el modelo termodinámico, se procede a ingresar en el entorno de simulación, una vez allí el primer paso es especificar las corrientes de entrada como se ilustra en la fig. 75.

178

Primer caso 100 % etano

Flujo = 756.000 TMA= 86.3 TMH

Con las corrientes de alimentación especificadas se puede proceder a la simulación del horno de pirolisis para tal efecto, se selecciona dicho equipo en la paleta de equipos posteriormente se especifican las características y condiciones de operación.

Ilustración 72.Simulación del horno de pirolisis en petro-SIM 4.0. (Elaboración propia)

179

Zimmermann y Walzi (2012:471) Para esta simulación se decidió mantener la opción de kinetic como se observa en la pantalla como ya se mencionó anteriormente, los modelos cinéticos moleculares usan reacciones moleculares globales y describen la producción como una función de la materia prima introducida la cual ha sido aplicada con éxito en la pirolisis de algunos compuestos simples como el etano propano y butanos como lo señalan

Ilustración 73.Captura de pantalla de un horno de pirolisis petro-SIM del programa donde se detallan los modelos de diseño (Elaboración propia)

Ilustración 74.Especificación de la corriente de alimentación en el simulador petro- SIM 4.0. (Elaboración propia)

Para esta simulación se necesitaron tres hornos de pirolisis cuyas características se detallan a continuación

T(°C) P (atm)

FV Flujos (TMH)

Flujos vapor H2O (TMH)

Relación Vapor/ HCHorno

152.20 4.839 1 30 10.5 0.35

Horno 2

52.20 4.839 1 26.3 9.205 0.35Horno 3

52.20 4.839 1 30 10.50 0.35

180

Tabla 21.Carga de alimentación en los tres hornos Elaboración propia

Flujo energético a la entrada del horno

Energía carga inicial (BTU/H)

Energía vapor H2O (BTU/H)

Horno 1 -7.902E7 -1.3E8Horno 2 -6.927E7 -1.139 E8Horno 3 -7.902E7 -1.3E8

Una vez el simulador proceda con los cálculos respectivos la barra inferior es puesta en color verde. Para la simulación de este proyecto se obtuvieron los siguientes resultados.

Ilustración 75.Resultados de la simulación del horno de pirolisis(elaboracion propia)

T(°C)

P (atm) FV Flujos A (TMH) Energía(BTU/H)Horno 1 363.7 0.8720 1 30 1.921E7Horno 2 359.8 0.8722 1 26.3 1.687E7Horno 3 363.7 0.8720 1 30 1.921E7

Ilustración 76.Flujos a la salida a la salida de los hornos (Elaboracion Porpia)

Mixer (MIX-101)

Al mixer de la salida del horno, es suficiente conectar las corrientes de entrada y salida para que realice la mezcla

181

Flujos a la salida a la salida del mixer (efluentes del horno)

T(°C) P (atm)

FV Flujos A (TMH) Energía(BTU/H)MIX-101 362.5 0.8720 1 86.3 5.528E7

Composiciones de salida

Flujos Horno-1

Flujos Horno-2

Flujos Horno-3

Flujos Total, efluentes

Hidrogeno 1.1485 1.0128 1.1485 3.3098Metano 1.1030 0.9204 1.1030 3.1263Acetileno 0.1217 0.1080 0.1217 0.3514Etileno 14.9069 13.1294 14.9069 42.9432Etano 11.4046 9.9979 11.4046 32.8071M-Acetileno 0 0 0 0.0001Propadieno 0.0031 0.0026 0.0031 0.0088Propeno 0.2060 0.1738 0.2060 0.5857Propano 0.0608 0.0503 0.0608 0.1718N-Butano 0.0507 0.0433 0.0507 0.1446i-Butano 0 0 0 0.000122-Mpropano 0.0027 0.0023 0.0027 0.0076Ciclobutano 0.0149 0.0130 0.0149 0.0428Ciclopentano 0.0004 0.0003 0.0004 0.0011Benzeno 0.1162 0.1 0.1162 0.3323Tolueno 0.0006 0.0005 0.0006 0.0017E-Benzeno 0.0002 0.0001 0.0002 0.0004Estireno 0.0023 0.0020 0.0023 0.006513- Butadieno 0.4419 0.3898 0.4419 1.27371-Buteno 0.0922 0.0784 0.0922 0.2628

182

Cis2-Buteno 0.0071 0.0060 0.0071 0.0201Tr2-Buteno 0.0086 0.0073 0.0086 0.0246I-Buteno 0.0014 0.0012 0.0014 0.003913-CC5== 0.1054 0.0912 0.1054 0.30191-Pentene 0.0197 0.0172 0.0197 0.05662m-13-C4== 0.0018 0.0015 0.0018 0.005023 Pentadieno

0.0125 0.0107 0.0125 0.0356Ciclopenteno 0.0005 0.0004 0.0005 0.00141-Hexeno 0.1667 0.1397 0.1667 0.4730

Conversión de etano

X (%)= Flujo dealimentacionC 2−Flujode salidade C 2Flujo dealimentacionC 2

100

Ecuación 196

X (%)Horno 1 61.984Horno 2 61.985Horno 3 61.984Efluentes 61.92

183

Especificaciones de diseño del horno

Configuración de los serpentines de la sección de radiación

Configuración de TLE línea de transferncia

Torre de enfriamiento súbito ´´QUENCH´´

El gas de pirolisis se enfría en un sistema de enfriamiento y depuración con agua este gas se, por evaporación del agua puesta en contacto y en contracorriente, a la vez eliminándose las partículas de coque alquitrán y fracciones más pesadas del gas de proceso. En esta sección se utilizó un condensador y un flash, lo cual nos dio buenos resultados y esta zona pudo ser simulada ya que el efecto principal del agua es el enfriamiento de la corriente.

184

Calculo del punto de roció

Calculo de temperatura óptima en el quench límites temperatura de roció (-270°C) y temperatura de burbuja del gas efluente (-35°C)

185

La temperatura que resulto más óptima y con la cual el flash arrastra los compuestos indeseables fue de -89.5 °C sin perder mucho flujo de etileno y etano.

Cooler

Estas son las ecuaciones que nos permiten modelar un intercambiador simple en hysys en este caso un cooler (Hernández L. & Flores A)

mEntra=mSale

mEntra H Entra=msale H Sale=Q

∆ P =Constante

Separadores flash

Estas son las ecuaciones que nos permiten modelar una operación de flash en hysys (Hernández L. & Flores A)

186

F=∑i=1

n zi(Ki−1)1+v (Ki−1)

=0

K i=y i

xi=

γi Pisat

θ i P

Corriente Corriente 3 indeseablesFV 0.9765 1 0T (°C) -85 -85 -85P (atm) 0.8720 0.8720 0.8720Flujo másico 86.30 4.6 81.7Energía (BTU/H) -3.974E7 -1.634E6 -3.811E7

2(TMH)

3(TMH)

indeseables(TMH)

Hidrogeno 3.3098 3.3098 0.001Metano 3.1263 3.1232 0.0031Acetileno 0.3514 0.3391 0.0122Etileno 42.943

242.3043 0.6389

Etano 32.8071

31.7219 1.0853M-Acetileno 0.0001 - 0.0001Propadieno 0.0088 0.0050 0.0037Propeno 0.5857 0.4353 0.1504Propano 0.1718 0.1195 0.0524N-Butano 0.1446 0.0304 0.1142i-Butano 0.0001 - -22-Mpropano 0.0076 0.0009 0.0066Ciclobutano 0.0428 0.0035 0.0393Ciclopentano 0.0011 - 0.0011Benzeno 0.3323 0.0005 0.3318Tolueno 0.0017 - 0.0017E-Benzeno 0.0004 - 0.0004Estireno 0.0065 - 0.006513- Butadieno 1.2737 0.2344 1.03931-Buteno 0.2628 0.0565 0.2063Cis2-Buteno 0.0201 0.0024 0.0177Tr2-Buteno 0.0246 0.0032 0.0214I-Buteno 0.0039 0.0009 0.003113-CC5== 0.3019 0.0051 0.2967

187

1-Pentene 0.0566 0.0015 0.0552M-13-C4== 0.0050 0.0002 0.004923 Pentadieno 0.0356 0.0003 0.0353Ciclopenteno 0.0014 - 0.00141-Hexeno 0.4730 0.0015 0.4715

Sección de compresión

Calculo del número de etapas

Cada etapa de compresión tendrá un condensador y un separador flash para evitar la formación de indeseables

La presión a la cual queremos llegar será la de 35 atm este valor fue sacado de bibliografía ya que la mayoría de los procesos consultados esta entre 34 a 36 atm, también escogeremos el tipo de compresores que en estos procesos los más comunes son los compresores centrífugos

Generalmente el aumento de temperatura del gas durante la compresión dicta los límites para el aumento de la presión. El aumento máximo de temperatura es gobernado ya sea por la temperatura de compresión máxima del cilindro o por la temperatura máxima del gas antes de sufrir descomposición, polimerización, etc. Como la eficiencia volumétrica disminuye con el incremento de la razón de compresión, esto también se considera en la elección de un límite razonable de presión de descarga. El consumo mínimo óptimo de potencia ocurre cuando la razón de compresión es igual en todos los cilindros. Con enfriamiento externo del gas entre etapas es necesario dar tolerancias razonables para la caída de presión a través del ínter enfriador y tomar esto en cuenta cuando se determine las razones de compresión (Moncada, compresores: 92)

Rc=P 2P 1

= 350.8720

=40.13

Este valor es mayor a 15 entonces se necesitaran tres etapas de compresión como mínimo, para mayores detalles ver la sección de compresores del capítulo 5

La sección de compresión se realizó en 4 etapas de compresión. Cada etapa constó de un separador “knockout”, un compresor, y un interenfriador. Los líquidos de cada separador se reciclaron de nuevo a la etapa anterior luego de que la presión fuese reducida. El separador “knockout” fue incorporado a cada etapa de compresión, como un equipo de seguridad para garantizar que el vapor condensado no ingresará a los compresores.

Trabajaremos con presiones que varíen de la siguiente manera tratando de mantener Rc igual entre las etapas.(35/0.872)/5=8.027

Compresor Presión de Presión de Presión de Descarga(atm)

188

succión(atm) descarga(atm) antes del reciclo

después del reciclo

K-100 0.8720 8.899 13.83K-101 8.899 16.926 16.96K-102 16.96 24.95 39.93

Composiciones a la salida de la etapa de compresión

20(TMH)

Hidrogeno 3.3098Metano 3.1232Acetileno 0.3391Etileno 42.3043Etano 31.7219M-Acetileno -Propadieno 0.0050Propeno 0.4353Propano 0.1195N-Butano 0.0304i-Butano -22-Mpropano 0.0009Ciclobutano 0.0035

189

Ciclopentano -Benzeno 0.0005Tolueno -E-Benzeno -Estireno -13- Butadieno 0.23441-Buteno 0.0565Cis2-Buteno 0.0024Tr2-Buteno 0.0032I-Buteno 0.000913-CC5== 0.00511-Pentene 0.00152M-13-C4== 0.000223 Pentadieno

0.0003Ciclopenteno -1-Hexeno 0.0015

SECCION DE FRACCIONAMIENTO

el demetanizador no fue posible utilizar el metodo de torre corta por lo que para proceder a su simulacion se tomaron las siguientes consideraciones: la presion de condensador fue similar a la de la corriente 25 y para la presion de condensador se supuso un incremento de 0.1 psi por plato, la estimacion de caídas de presión en aproximadamente 10 platos EL CUAL SE RESTO a la presion anterior y nos dio una presion de 30 atm

el unidad que se elijio fue un absorbedor con reboiler (hervidor tipo ketttle) ya que segun la bibliografía consultada es la que representa a una demetanizadora, para poder hallar la convergencia tuvimos que suponer una recuperación de metano en cabeza de 95 % con estos valores nuestro modelo convergió adicionalmente a esto hicimos una iteración con el número de platos para poder hallar el número ideal que de la máxima recuperación de metano que no arrastre mucha cantidad de etileno y etano los cuales nos servirán posteriormente en la recuperación de etileno

190

Plato alim

Fracciones molares tope Fracciones molares fondos

C1 C2= C2 C1 C2= C2

2 0.0675 0.2372 0.0947 0.0058 0.5073 0.4703

191

10 0.0998 0.0116 0.0028 0.0038 0.5766 0.4071

30 0.1002 0.0087 0.0021 0.0038 0.5771 0.4066

13 0.1001 0.0090 0.0022 0.0038 0.5771 0.4067

Entonces se necesitan 13 platos para que no se arrastre etileno, un incremento a esto sería innecesario y solo representaría un aumento en los costos del proyecto

25 26

FV 1 0

P (atm) 30 30.07

T (°C) -120.5 -3.575

Flujo másico (TH) 6.868 2584

Energía (BTU/h) -2.01e7 -3.692e7

Composición de la corriente 25 (combustible)

20(TMH)

Hidrogeno

3.3098Metano 2.9675Acetileno 0.0014Etileno 0.4685Etano 0.1212Propeno 0.0001

Composición de la corriente 26 (hacia desetanizadora)

20(TMH)

Metano 0.1557Acetileno 0.3377Etileno 41.8358Etano 31.6007Propadieno 0.0050Propeno 0.4352Propano 0.1194

192

N-Butano 0.030422-Mpropano 0.0009Ciclobutano 0.0035Benzeno 0.000513- Butadieno 0.23441-Buteno 0.0565Cis2-Buteno 0.0024Tr2-Buteno 0.0032I-Buteno 0.000913-CC5== 0.00511-Pentene 0.00152M-13-C4== 0.000223 Pentadieno

0.00031-Hexeno 0.0015

Desetanizadora

En esta sección usamos una columna de destilación combinada

Adicionamos una válvula a la corriente 26 para producir una expansión con una caída de presion de 6.5 atm antes de que entre a la columna de destilación

Primero, especificamos las recuperaciones de los componentes claves, el ligero por fondo y el pesado en el domo nos suponemos valores muy pequeños del orden de 0.001 Elegimos como clave ligero al metano y clave pesado al etileno ,luego se añaden valores de presión, este punto es de especial interés se tomaron en cuenta las recomendaciones dadas por Iglesias & Paniagua (2013:161) la presión en el condensador fue de 28 bar y la del reboiler de 29 bar para completar con lo cual se calculó el reflujo minimizó cuyo valor fue de 3.909e-3 al cual se le añadió el 20 % , este valor fue añadido al reflujo externo completando de esta manera las especificaciones de la torre corta 34.89 R=5.886E-3 0.00706332

193

194

GLOSARIO

Modelo. Un modelo es una representación simplificada del sistema estudiado, basado en los esquemas teóricos subyacentes en el sistema real.

Simular. Es el proceso de experimentar con el simulador, esto es, cambiar parámetros, modificar esquemas, etc.

BibliografíaNoralba Moreno & N.Sankaran, 2000. Evaluacion de la columna separadora de Etano-Etileno de olefinas II para aumento de capacidad. Caracas,Venezuela, s.n., pp. 3-4.

Report, A., agosto 2011. Steam Cracking-furnaces. NELES-METSO Expect Results.

Villegas L., (2007) Simulación en HYSYS® de los procesos productivos de ENAP Magallanes. Tesis de licenciatura. Chile, Universidad de Magallanes facultad de ingeniería Departamento de Química.

PEMEX (2007) Perspectivas del etano en PEMEX, México, Dirección Corporativa de Operaciones

López A. et al (1985) ´´Elección de la alimentación para los hornos de pirolisis con vapor´´ Anales de ciencia.19, 1-4, pp. 47-50

Villarpando W. (2014) Simulación de procesos y refinación. Sucre, Universidad, Mayor Real y Pontificia San Francisco Xavier de Chuquisaca.

Villarpando W. (2014) Simulación de procesos en Ingeniería Química. Sucre, Universidad, Mayor Real y Pontificia San Francisco Xavier de Chuquisaca.pp.20

KBC (2011).Petro-SIM User Guide .United Kingdom KBC Advanced Technologies Plc.

Aguilar J. (2009) Simulación de proceso Aspen Hysys(12-15 Octubre de 2009), pp.1-26

Gonzales C. & Gonzales C. (2010) Curso electivo: ‘Simulación de procesos en Aspen HYSYS®´´ Facultad de Ciencias Aplicadas a la Industria –UNCuyo

Henley, Seader, “Operaciones de Separación por Etapas de Equilibrio en Ingeniería Química”, 1988, Ed.Reverté SA

195

“COMThermo - Reference Guide”, Hyprotech, 2002.

YPFB, (2012) ´´ Exploración. El 48% del territorio tiene potencial hidrocarburifero´´ la planta de etileno y polietileno revolucionara el sector productivo.4, diciembre 2012,4 pp.24-25.

YPFB, (2013) ´´ III Congreso de YPFB Gas & Petróleo. Expertos discuten experiencias sobre exploración y petroquímica´´ Yacimientos. BOLIVIA inicia la industrialización con propios recursos.4, mayo2013, pp.21

YPFB, (2013) ´´ La industrialización promoverá el desarrollo regional´´ Yacimientos. BOLIVIA inicia la industrialización con propios recursos.4, mayo2013, pp.31

YPFB, (2013) ´´ Siemens envió desde Houston los primeros equipos para la planta Gran Chaco´´ Yacimientos. BOLIVIA inicia la industrialización con propios recursos.4, mayo2013, pp.33

YPFB (2009).Plan de inversiones 2009-2015.La Paz Bolivia, COMPAZ, pp.152-154.

Quiroga A, y Gainza L, (1990) ´´Curso sinóptico de geoquímica del petróleo ‘en Revista técnica de Yacimientos Petrolíferos Fiscales Bolivianos.11, 4, Diciembre 1990, pp.345-349

Barberii E. (1998) El Pozo Ilustrado, capitulo 7 Petroquímica. Cuarta edición, caracas Venezuela. Ediciones FONCIED, pp. 315; 323-325

Sierra F., Guerrero C. y Guerrero R, C. (2011) Licuefacción del gas natural una: importante alternativa energética, Colombia Bogota, Departamento de Ingenieria Mecanica y Mecatronica pp.144, 148-150,163-165,188-189.

Caceres L. (2002).El Gas Natural. Tercera Edición. Corporación Aceros Arequipa, Lima Peru.pp.17

CBI (2012) Ethylene. Chicago. Chicago Bridge&Iron Company, pp.2.

Wiley J. (2007) Ethylene. Vol 2 www.knovel,com pp.727-728,723

La Cava A. & Trimm D.L. (1978).´´The pyrolysis of hydrocarbons. Part I: Mathematical Modelling of the pyrolysis of ethane in a jet-stirred reactor´´ The Chemical Engineering Journal.15, 1978, pp.63-69.

Zimmermann H. & Walzi R. ´´Ethylene´´ ULLMANN´S. Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vo13. pp.467.

196

Lopez A., Villora G. & Bodalo A. (1989) Pirolisis de hidrocarburos: El proceso de pirolisis con vapor modelos cinéticos. Universidad de Murcia pp.23.

Cracking Térmico a Fase Vapor (Steam Cracking). Universidad Nacional de Cuyo, Facultad de Ciencias Aplicada a la Industria, pp.1-5.

Bonilla D. & Rodriguez J. (2012) Caracterización físico química del coque formado en la producción de etileno por steam cracking de etano, Tesis de Grado, Bucaramanga, Facultad de Ingenierías Fisicoquímicas, Universidad de Santander, pp.19-20,23

Fogler, H. (2001). Elementos de Ingeniería de las Reacciones Químicas. Tercera Edición. Pearson Educación. 968 p.

Inelectra. (2008). Guía para la Especificación de las Bombas. Caracas: M.M., M.T. & S.G

McCabe, W., Smith, J & Harriott, P. (1991). Operaciones Unitarias en Ingeniería Química. 4ta Edición. Madrid. McGraw-Hill/Interamericana. 1112 p

Perry, R. & Green, D. (2007). Perry’s Chemical Engineers’ Handbook. 8th Edition. USA: McGraw-Hill. pp.2640

Perry R. (1992), "Manual del Ingeniero Químico". Editorial McGraw Hill, Tomo IV sección 15.

Quenos (2001) Chemistry Resource Kit Australia (www.quenos .com)

Gelmi C. (2006) Fundamentos de Operaciones Unitarias: serie de clases en Ingeniería Química. Pontificia Universidad De Chile

UNAM. Proceso de separación. Prácticas de laboratorio .Facultad de Ingeniería química UNAM.pp.70-81

Morales S. (2009). Manual de laboratorio de operaciones unitarias II.Ministerio del poder popular para la educación superior instituto universitario de tecnologia´´Alonzo Gamero´´

Treybal R, "Operaciones de Transferencia de Masa". Editorial McGraw Hill, Segunda Edición.

Andrade D, Gutiérrez Ch. &Gonzales P, (2012) Evaluación de un sistema de fraccionamiento etano/etileno mediante simulación estacionaria y dinámica. Tesis de maestría. Maracaibo, Venezuela, Facultad de Ingeniería Química, Universidad del Zulia

Rodríguez M. & Hernández A. (2000).Evaluación del sistema de compresión primaria de gas de proceso y determinación de las condiciones óptimas de operación del condensador

197

de superficie 187-C de la planta de Olefinas I. Especialista en ingeniería de procesos. Mérida, Venezuela, Facultad de Ingeniería Química, Universidad de los Andes.

Moncada L. Diseño de Plantas de Procesos Químicos: Destilación. Trujillo Perú. Universidad Nacional de Trujillo.

Moncada L. Diseño de Plantas de Procesos Químicos: Bombas, compresores y ventiladores. Trujillo Perú. Universidad Nacional de Trujillo.

Moncada L. Diseño de Plantas de Procesos Químicos: Intercambiadores de calor. Trujillo Perú. Universidad Nacional de Trujillo

Calle M. Procesamiento del Gas Natural: Capítulo 2 Fraccionamiento de los Líquidos del Gas Natural, pp.39-84

Oviedo P. & Quispe I. (2010).Estudio técnico económico de la producción de poliéster a partir de etano y ácido Tereftálico (PTA). Tesis de licenciatura. Lima Perú, Facultad de Ingeniería de Petróleo Gas Natural y Petroquímica. Universidad Nacional de Ingeniería, pp. 80-83.

Salorno D. (1997) Simulación de las torres de fraccionamiento C2/C3 de la planta de olefinas II. Merida, Venezuela. Universidad de los Andes.

Brito D. & Rojas M. (2009). Optimización de parámetros operacionales del reactor R-3601 de la planta de olefinas II del ´´Complejo Ana María Campos´´ Tesis de licenciatura. Maracaibo Venezuela. Facultad de Ingeniería Química. Universidad del Zulia

Scott Fogler (1995).Elementos de ingeniería de las reacciones químicas. Tercera edición Michigan Pretince Hall, pp.11-15

Fogler Scott (2005). Element of chemical reaction engineering fourth Edition Pretince Hall pp.14-17

scott fogler elemento de ingeniería de las reacciones químicas tercera edición michigan pretince hall 11-15

Zavaleta J. & Pilco A. (2007) ´´Optimización de un reactor industrial de etileno usando algoritmos genéticos´´ Facultad de Ingeniería Química y Textil Universidad Nacional de Ingeniería. Congreso fenómenos de transferencia ,22-26 de octubre de 2007, Huacho Perú, pp. 1-26

Aguilar J. (1995).Planeación programación construcción de una planta de propileno. Tesis de licenciatura. México. Instituto Tecnológico de la Construcción.pp.128.

198

Zavaleta J. & Pilco A. (2007) ´´Optimización de un reactor industrial de etileno usando algoritmos genéticos´´ Facultad de Ingeniería Química y Textil Universidad Nacional de Ingeniería. Congreso fenómenos de transferencia ,22-26 de octubre de 2007, Huacho Perú, pp. 1-26.

Incropera F. & DeWitt D. (1996) Fundamentos de transferencia de calor. Cuarta edición. México Pretince Hall

Cengel Y.(2003)Transferencia de calor, SEGUNDA EDICION, MC GRAW HILL MEXICO

Henley E. & Seader J. (2000) Operaciones de separación por etapas de equilibrio en Ingeniería Química CAPITULO 7 MEXICO REVERTE SA EDITORIAL

Iglesias & Paniagua (2013).Conceptos básicos de simulación de procesos es simuladores Modulares: Simulación de operaciones de destilación. Argentina, Editorial de la Universidad de La Plata

199

Anexos

Anexo I. Clasificación de los hidrocarburos

200

Quiroga A, y Gainza L, (1990)

201

Quiroga A, y Gainza L, (1990)

202

Anexo 2. Propiedades físicas del etileno

j.WILEY,2007:727-728 Zimmermann H. & Walzi R. ´´Ethylene´´ ULLMANN´S. Encyclopedia of Industrial Chemistry, pp.467.

203

Anexo 3.Arboles de decisión

Aguilar J.2009:26

Otro diagrama útil para elegir el paquete termodinamico es el que aparece en “Introductory Chemical Engineering Thermodynamics” de Elliot y Lira:

204

.Paquetes termodinámicos disponibles en un simulador (Gonzales C. & Gonzales C. ,2010:12)

205

Anexo 4. Sistema de compresión

206

Anexo 5. Sistema de compresión y enfriamiento

207

Anexo 6. Torre de fraccionamiento

Andrade D, Gutiérrez Ch. &Gonzales P., 2012:33

208

Anexo 7. Selección de compresores

PP80

209

Anexo 9. Guia para selección de intercambiadores de calor

210

211

PP13

212

213

Anexo 9. Empaques

Características físicas del empaque

Entre las características del empaque que son necesarias para el diseño de una torre, están:

- Porcentaje de huecos, E %- Área específica, a m- Número de piezas por m2/m3- Densidad aparente, ρa Kg/m3

Estas características se pueden determinar experimentalmente y han sido tabuladas, encontrándose en los libros sobre transferencia de masa.

UNAM. Proceso de separación. Prácticas de laboratorio .Facultad de Ingeniería química UNAM

214

(Empaques al azar MORALES,2009:8)

Los empaques al azar son aquellos que simplemente se arrojan en la torre durante la instalación y que se dejan caer en forma aleatoria. En el pasado se utilizaron materialesejemplo, piedras rotas, grava opedazos de coque; empero,aunque estos materialesresultan baratos, no sonadecuados debido a la pequeñasuperficie y malas característicascon respecto al flujo de fluidos.

Los anillos de Rasching soncilindros huecos, cuyo diámetrova de 6 a 100 mm o más.Pueden fabricarse de porcelanaindustrial, que es útil para poneren contacto a la mayoría de loslíquidos, con excepción de álcalisy ácido fluorhídrico; de carbónque es útil, excepto enatmósferas altamente oxidantes;de metales o de plásticos. Losplásticos deben escogerse conespecial cuidado, puesto que sepueden deteriorar, rápidamentey con temperaturas apenaselevadas, con ciertos solventesorgánicos y con gases quecontienen oxígeno. Losempaques de hojas delgadas demetal y de plástico ofrecen laventaja de ser ligeros, pero alfijar los límites de carga se debeprever que la torre puedellenarse inadvertidamente conlíquido. Los anillos de Lessing yotros con particiones internas seutilizan con menos frecuencia.Los empaques con forma de sillade montar, los de Berl e Intaloxy sus variaciones se puedenconseguir en tamaños de 6 a 75mm; se fabrican de porcelanas químicas o plásticos. Los anillos de Pall, también conocidos como Flexirings, anillos de cascada y, como una variación, los HyPak,se pueden obtener de metal y de plástico.

Generalmente, los tamaños más pequeños de empaques al azarofrecen superficies específicasmayores (y mayores caídas depresión), pero los tamaños mayores cuestan menos porunidad de volumen. A manera de orientación general: los tamaños de empaque de 25 mm o mayores se utilizan generalmente para un flujo de gas de 0.25 m3/s, 50 mm o mayores para un flujo del gas de 1 m3/s. Durante la instalación, los empaques se vierten en la torre, de forma que caigan aleatoriamente; con el fin de prevenir la ruptura de empaques de cerámica o carbón, la torre puede llenarse inicialmente con agua para reducir la velocidad de caída.

Empaques regulares

Los empaques regulares ofrecen las ventajas de una menor caída de presión para el gas y un flujo mayor, generalmente a expensas de una instalación más costosa que la necesaria para los empaques aleatorios. Los anillos hacinados de Raschig son económicos solo en tamaños muy grandes. Hay varias modificaciones de los empaques metálicos expandidos. Las rejillas o “vallas” de madera no son caras y se utilizan con frecuencia cuando se requieren

215

volúmenes vacíos grandes; como en los gases que llevan consigo el alquitrán de los hornos de coque, o los líquidos

que tienen partículas sólidas en suspensión. La malla de lana de alambre tejida o de otro tipo, enrollada en un cilindro como sí fuese tela (Neo-Kloss), u otros arreglos de gasa metálica (KochSulzer, Hyperfil y Goodloe) proporcionan una superficie interfacial grande de líquido y gas en contacto y una caída de presión muy pequeña; son especialmente útiles en la destilación al vacío.

216