DERECHOS RESERVADOS

REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA
UNIVERSIDAD RAFAEL URDANETA
FACULTAD DE INGENIERÍA
ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
EVALUACIÓN HIDRAULICA DE LAS COLUMNAS DE DESTILACIÓN DE LA
PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BAJO GRANDE
Trabajo Especial de Grado para Optar al Título de Ingeniero Químico
Trabajo de Grado presentado por
BR. ALMARZA DIAZ, WILLIAMS ANDRES.
C.I. 18.383.157
TUTOR ACADEMICO
ING. CARLA LOPEZ.
Maracaibo, abril 2009
3
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
EVALUACIÓN HIDRAULICA DE LAS COLUMNAS DE DESTILACIÓN DE LA
PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BAJO GRANDE
BR. ALMARZA DIAZ, WILLIAMS.
C.I.18.383.157
CALLE 103 AV. 19H-20
TELF: 04242801860
[email protected]
_______________________________
Tutor Académico
Ing. Carla López
5
ÍNDICE GENERAL
S
O
D
Frontispicio…………………………………………………………………............
A
V
R
E
S
E
Evaluación……………………………………………………………………........
R
S
HO
Índice General……………………………………………………………………..
C
E
DER
Índice de Tablas…………………………………………………………………...
11
Índice de Figuras………………………………………………………………….
15
Índice de Anexos………………………………………………………………....
18
Agradecimientos………………………………………………………………….
19
Dedicatoria………………………………………………………………………...
21
Resumen…………………………………………………………………………..
22
Abstract………………………………………………………………………….....
23
Introducción………………………………………………………………………..
24
Portada……………………………………………………………………………..
1
3
4
5
Capítulo I. El Problema
1.1 Planteamiento del Problema………………………………………………….
27
1.2 Formulación del Problema……………………………………………………
28
1.3 Objetivos de la Investigación………………………………………………….
28
1.4 Justificación e Importancia de la Investigación………………………...........
29
1.5 Delimitación de la Investigación……………………………………………….
30
1.5.1 Delimitación Espacial…………………………………………………………
30
1.5.2 Delimitación Temporal………………………………………………………..
30
6
Capítulo II. Marco Teórico
2.1 Descripción de la Empresa……………………………………………………
32
2.1.1 Reseña Histórica de la Empresa…………………………………………...
32
2.1.2 Generalidades de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande…………
35
S
O
D
2.1.4 Descripción del Proceso Productivo de la Empresa……………………..
A
V
R
E
S
E
2.1.4.1 Sistema de Alimentación………………………………………………….
R
S
HO
2.1.4.2 Sistema de Fraccionamiento……………………………………………..
C
E
ER
2.1.4.3 Sistema de D
Almacenamiento de Productos……………………………
2.1.3 Descripción de la Materia Prima y Productos…………………………….
36
38
38
38
41
2.1.4.4 Sistema de Refrigeración…………………………………………………
43
2.1.4.5 Sistema de Aceite Caliente……………………………………………….
44
2.1.4.6 Sistema de Venteos……………………………………………………….
45
2.1.4.7 Sistema de Emisiones Atmosféricas…………………………………….
46
2.1.4.8 Hornos………………………………………………………………………
46
2.1.4.9 Mechurrio…………………………………………………………………...
47
2.2 Antecedentes…………………………………………………………………...
48
2.3 Bases Teóricas…………………………………………………………………
51
2.3.1 Gas Natural…………………………………………………………………...
51
2.3.2 Gas Natural en Venezuela………………………………………………….
51
2.3.3 El Gas Natural Licuado (LGN)………………………………………….....
52
2.3.4 Procesos de Separación…………………………………………………….
52
2.3.5 Clasificación de los Procesos de Separación…………………………….
52
2.3.6 Flujo de Fluidos………………………………………………………………
58
2.3.7 Transferencia de Calor………………………………………………………
59
2.3.7.1 Naturaleza del Flujo de Calor…………………………………………….
59
2.3.7.2 Mecanismo de Transmisión de Calor……………………………………
59
2.3.8 Transferencia de Masa……………………………………………………...
60
2.3.9 Equilibrio Liquido-Vapor …………………………………………………….
60
2.3.9.1 Soluciones Ideales………………………………………………………...
62
2.3.9.2 Desarrollo de Ecuaciones para Cálculos de Equilibrio Gas-Líquido..
7
64
2.3.9.3 Calculo de la Presión en el Punto de Burbuja para una Solución
Liquida Ideal…………………………………………………………………………
67
2.3.9.4 Calculo de la Presión en el Punto de Rocío para una Solución de
Gas Ideal…………………………………………………………………………….
S
O
D
2.3.9.6 Calculo de la Presión en el Punto de Burbuja de una V
Solución
Real..
A
R
E
S
E
2.3.9.7 Calculo de la Presión en el Punto de Rocío
de
un
Gas Real………...
R
S
O
2.3.10 Agotamiento, Rectificación
yH
Fraccionamiento………………………….
C
E
DER
2.3.11 Difusión………………………………………………………………………
2.3.9.5 Soluciones Reales…………………………………………………………
68
69
71
72
73
76
2.3.12 Azeotropismo……………………………………………………………….
77
2.3.13 Operaciones de Destilación Continua o Fraccionada………………….
80
2.3.13.1 Principios Generales……………………………………………………..
80
2.3.13.2 Concepto de Etapa de Equilibrio…………………………………….....
83
2.3.13.3 Operaciones Complejas de Destilación…………………………….....
84
2.3.13.4 Síntesis de Sistemas de Separación Multicomponente……………...
87
2.3.13.5 Datos Termodinámicos……………………………………………….....
88
2.3.13.6 Datos de Equilibrio de Fases……………………………………………
88
2.3.13.7 Correlaciones Graficas de los Valores de K…………………………..
90
2.3.13.8 Correlaciones Analíticas de los Valores de K…………………………
93
2.3.13.9 Métodos Aproximados en la Destilación Multicomponente………….
95
2.3.13.10 Métodos Rigurosos para Separaciones en Destilación
Multicomponente………………………………………………………………......
98
2.3.14 Torres de Platos…………………………………………………………….
100
2.3.15 Características de las Torres……………………………………………...
105
2.3.15.1 Cubiertas y Platos……………………………………………………….
105
2.3.15.2 Espaciamiento Entre los Platos…………………………………….......
106
2.3.15.3 Diámetro de la Torre……………………………………………………..
106
2.3.15.4 Vertederos……………………………………………………………......
108
2.3.15.5 Derramaderos…………………………………………………………….
109
8
2.3.15.6 Flujo de Líquidos…………………………………………………………
109
2.3.15.7 Platos de Capucha……………………………………………………….
110
2.3.15.8 Platos Perforados………………………………………………………...
112
2.3.15.9 Platos Linde……………………………………………………………….
114
2.3.15.10 Platos de Válvulas………………………………………………………
115
S
O
D
2.3.16.1 Cambiadores de Paso Simple 1-1………………………………........
A
V
R
E
S
E
2.3.16.2 Cambiadores de Calor 1-2 de Flujo Paralelo-Contracorriente………
R
S
HO
2.3.16.3 Cambiador 2-4……………………………………………………………
C
E
DER
2.3.16.4 Rehervidores……………………………………………………………...
2.3.16 Intercambiadores de Calor………………………………………………...
2.3.16.5 Intercambiadores de Calor Refrigerados por Aire……………………
116
116
118
119
120
121
2.3.17 Variables que Influyen en la Operación de una Columna de
Destilación…………………………………………………………………………...
122
2.3.18 Simulación de Procesos……………………………………………..........
124
2.3.19 Herramientas Utilizadas para el Estudio…………………………...........
125
2.3.20 Simulador HYSYS………………………………………………………….
126
2.3.21 Modelos Termodinámicos…………………………………………………
126
2.4 Operacionalización de la Variable……………………………………………
128
2.4.1 Objetivo General……………………………………………………………..
128
2.4.2 Variable……………………………………………………………………….
128
2.4.3 Definición Conceptual de la Variable………………………………...........
128
2.4.4 Definición Operacional de la Variable……………………………………..
128
2.4.5 Cuadro de Variables………………………………………………………..
129
2.5 Definición de Términos Básicos………………………………………………
130
Capítulo III. Marco Metodológico
3.1 Tipo de Investigación…………………………………………………………..
134
3.2 Diseño de la Investigación…………………………………………………….
135
9
3.3 Técnicas e Instrumentos de Recolección de Datos………………………..
136
3.4 Fases de la Investigación…………………………………………………......
139
3.5 Selección del Modelo Termodinámico……………………………………….
149
3.6 Procesamiento de Datos………………………………………………………
151
O
D
A
V
ER
Capítulo IV. Análisis de los Resultados
S
E
R
OS
S
4.1 Fase 1: Levantamiento de Información y Recopilación de Datos de
H
C
E
R
DEcon Datos de Diseño…………………………………...
4.2 Fase 2: Simulación
153
4.2.1 Validación del Modelo Termodinámico……………………………………
155
Diseño y Operación………………………………………………………………...
155
4.2.2 Resultados de la Simulación por Diseño Utilizando el Modelo
Termodinámico de Soave-Redlich-Kwong………………………………………
4.3 Fase 3: Simulación con Datos de Operación……………………………….
162
165
4.3.1 Promedio Realizado de los Reportes de Planta desde el 01 de Marzo
Hasta el 31 de Octubre del año 2003……………………………………………
4.3.2 Promedio
Realizado
del
Comportamiento
de
la
165
Torre
Despropanizadora desde el 01 de Marzo hasta el 31 de Octubre del Año
2003…………………………………………………………………………………...
4.3.3 Promedio
Realizado
del
Comportamiento
de
la
166
Torre
Desbutanizadora desde el 01 de Marzo hasta el 31 de Octubre del Año
2003…………………………………………………………………………………...
4.3.4 Promedio
Realizado
del
Comportamiento
de
la
167
Torre
Desisobutanizadora desde el 01 de Marzo hasta el 31 de Octubre del Año
2003…………………………………………………………………………………...
167
4.3.5 Promedio Realizado de los Reportes de Planta desde el 01 de Enero
hasta el 28 de Febrero del Año 2007……………………………………………..
4.3.6Promedio
Realizado
del
Comportamiento
de
la
168
Torre
Despropanizadora desde el 01 de Enero hasta el 28 de Febrero del Año
2007…………………………………………………………………………………...
168
4.3.7 Promedio
10
Realizado
del
Comportamiento
de
la
Torre
Desbutanizadora desde el 01 de Enero hasta el 28 de Febrero del Año
2007…………………………………………………………………………………...
169
4.3.8 Promedio Realizado a las Composiciones de las Alimentaciones que
Llegan a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande desde el 01 de
S
O
D
4.3.9 Promedio Realizado a las Composiciones de las Alimentaciones
que
A
V
R
E
S
E desde el 01 de Enero
Llegan a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
R
S
HO
hasta el 28 de Febrero del Año
2007……………………………………………..
C
E
R
DlaESimulación
4.3.10 Resultados de
Bajo Condiciones de Operación…………
Marzo del año 2003 hasta el 31 de Octubre del Año 2003…………………….
172
172
173
4.4 Fase 4: Evaluación del Sistema de Fraccionamiento Bajo el Nuevo
Esquema Propuesto el cual Consiste en que la Planta de Fraccionamiento
Bajo Grande solo Reciba Alimentación desde el CCO y desde el Complejo
LAMA. (Análisis de Sensibilidad)………………………………………………….. 179
4.4.1 Resultados de los Escenarios Planteados (alimentación de LGN sin
condensado desde el CCO)…………………………………………………….
179
4.4.2 Resultados de los Escenarios Planteados (alimentación de
LGN mas condensado desde el CCO)………………………………………...
184
Conclusiones…………………………………………………………………….
190
Recomendaciones.......................................................................................
192
Bibliografía...................................................................................................
194
Anexos……………………………………………………………………………
198
11
ÍNDICE DE TABLAS
S
O
D
A
V
Utilizadas……………………………………………………………………………...
R
E
S
E Elaborados……………
R
Tabla # 2: Composición Físico Química de
Productos
S
HO
C
E
Tabla # 3: Cuadro de Variables……………………………………………………
ER
D
Tabla # 4: Validación de la Corriente de Alimentación a la Torre V-301……...
Tabla # I: Composición Físico-Química y Porcentual de Materias Primas
36
37
129
156
Tabla # 5: Validación de la Corriente de Propano Producto del Tope de la
Despropanizadora…………………………………………………………………...
157
Tabla # 6: Validación de la Corriente de Alimentación a la Desbutanizadora..
158
Tabla # 7: Validación de la Corriente de Butano Producto del Tope de la
Desbutanizadora……………………………………………………………………...
158
Tabla # 8: Validación de la Corriente de Gasolina Producto del Fondo de la
Desbutanizadora……………………………………………………………………...
159
Tabla # 9: Validación de la Corriente de Alimentación a la
Desisobutanizadora…………………………………………………………………...
160
Tabla # 10: Validación de la Corriente de Isobutano Producto del Tope de la
Desisobutanizadora…………………………………………………………………...
161
Tabla # 11: Validación de la Corriente de N-butano Producto del Fondo de la
Desisobutanizadora…………………………………………………………………...
161
Tabla # 12: Resultados de la Corriente de Alimentación a la Torre V-301
Utilizando el Modelo Termodinámico de Soave-Redlich-Kwong………………...
162
Tabla # 13: Resultados de la Corriente de Propano Producto del Tope de
la Despropanizadora Utilizando el Modelo Termodinámico de
Soave-Redlich-Kwong………………………………………………………………..
Tabla # 14: Resultados de la Corriente de Alimentación a la Desbutanizadora
Utilizando
el
Modelo
Termodinámico
de
Soave-Redlich-
162
12
Kwong………………………………………………………………………………….
163
Tabla # 15: Resultados de la Corriente de Butano Producto del Tope de
la Desbutanizadora Utilizando el Modelo Termodinámico de
Soave-Redlich-Kwong………………………………………………………………
163
Tabla # 16: Resultados de la Corriente de Gasolina Producto del Fondo de
O
D
A
V
ER
la Desbutanizadora Utilizando el Modelo Termodinámico de
S
Soave-Redlich-Kwong……………………………………………………………...
S
E
R
OS
164
Tabla# 17: Resultados de la Corriente de Alimentación a la
H
C
E
R
DE
Soave-Redlich-Kwong……………………………………………………………...
Desisobutanizadora Utilizando el Modelo Termodinámico de
164
Tabla # 18: Resultados de la Corriente de Isobutano Producto del Tope de
la Desisobutanizadora Utilizando el Modelo Termodinámico de
Soave-Redlich-Kwong……………………………………………………………...
164
Tabla # 19: Resultados de la Corriente de N-butano Producto del Fondo de
la Desisobutanizadora Utilizando el Modelo Termodinámico de
Soave-Redlich-Kwong……………………………………………………………..
165
Tabla # 20: Resultados del Promedio del Reporte de Planta desde Marzo a
Octubre del 2003…………………………………………………………………....
166
Tabla # 21: Resultados del Promedio del Comportamiento de la Torre
V-301 desde Marzo a Octubre del 2003………………………………………….
166
Tabla # 22: Resultados del Promedio del Comportamiento de la Torre V-303
desde Marzo a Octubre del 2003…………………………………………..............
167
Tabla # 23: Resultados del Promedio del Comportamiento de la Torre V-317
desde Marzo a Octubre del 2003……………………………………………………
167
Tabla # 24: Resultados del Promedio del Reporte de Planta desde Enero a
Febrero del 2007………………………………………………………………………
168
Tabla # 25: Resultados del Promedio del Comportamiento de la Torre V-301
desde Enero a Febrero del 2007……………………………………………
Tabla # 26: Resultados del Promedio del Comportamiento de la Torre V-303
168
13
desde Enero a Febrero del 2007……………………………………………………
169
Tabla # 27: Desviación entre las Condiciones de Operación del Año 2003 y
2007 de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande "sistema ingles"…………
170
Tabla # 28: Desviación entre las Condiciones de Operación del Año 2003 y
2007 de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande "sistema internacional"...
O
D
A
V
ER
171
S
Tabla # 29: Resultados del Promedio de las Composiciones que Poseen
cada una de las Alimentaciones que Suministran el LGN a la Planta de
S
E
R
OS
Fraccionamiento Bajo Grande Durante el 2003………………………………….
H
C
E
R
DE
cada una de las Alimentaciones
que Suministran el LGN a la Planta de
172
Fraccionamiento Bajo Grande Durante el 2007………………………………….
173
Tabla # 31: Resultados de la Simulación por Operación "sistema ingles"…..
174
Tabla # 30: Resultados del Promedio de las Composiciones que Poseen
Tabla # 32: Resultados de la Simulación por Operación
"sistema internacional"…………………………………………………………….
174
Tabla # 33: Comparación entre las Condiciones de Operación por Diseño
y las Condiciones Actuales de Operación "sistema ingles"……………….....
175
Tabla # 34: Comparación entre las Condiciones de Operación por Diseño
y las Condiciones Actuales de Operación "sistema internacional"…………
176
Tabla # 35: Composiciones de los Productos Fraccionados en Condiciones
de Operación Actual………………………………………………………………
177
Tabla # 36: Comparación entre el Calor Intercambiado por Diseño y el
Calor Intercambiado Actualmente "sistema ingles"…………………………...
178
Tabla # 37: Comparación entre el Calor Intercambiado por Diseño y el
Calor Intercambiado Actualmente "sistema internacional"…………………..
178
Tabla # 38: Condiciones de Operación Considerando que el LGN Proveniente
desde el CCO no Contiene Condensados "sistema ingles"………………….
180
Tabla # 39: Condiciones de Operación Considerando que el LGN Proveniente
desde
el
CCO
no
Contiene
Condensados
"sistema
internacional"………………………………………………………………………….
Tabla # 40: Composiciones de los Productos Fraccionados
181
14
Bajo el Esquema de Alimentación del CCO sin Condensados…………………
182
Tabla # 41: Comparación entre el Calor Intercambiado por Diseño y el
Calor Intercambiado Bajo el Esquema de Alimentación desde el CCO sin
Condensados "sistema ingles"………………………………………………………
183
Tabla # 42: Comparación entre el Calor Intercambiado por Diseño y el
O
D
A
V
ER
S
Calor Intercambiado Bajo el Esquema de Alimentación desde el CCO sin
Condensados "sistema internacional"………………………………………………
S
E
R
OS
183
Tabla # 43: Condiciones de Operación Considerando que el
H
C
E
R
DE
"sistema ingles"………………………………………………………………............
LGN Proveniente desde el CCO Contiene Condensados
185
Tabla # 44.Condiciones de Operación Considerando que
el LGN Proveniente desde el CCO Contiene Condensados
"sistema internacional"………………………………………………………………..
186
Tabla # 45: Composiciones de los Productos Fraccionados
Bajo el Esquema de Alimentación del CCO con Condensados…………………
187
Tabla # 46: Comparación entre el Calor Intercambiado por Diseño y el
Calor Intercambiado Bajo el Esquema de Alimentación desde el CCO con
Condensados "sistema ingles"………………………………………………………
188
Tabla # 47: Comparación entre el Calor Intercambiado por Diseño y el
Calor Intercambiado Bajo el Esquema de Alimentación desde el CCO con
Condensados "sistema internacional"………………………………………………
188
15
INDICE DE FIGURAS
Figura # 1: Diagrama General de Proceso de la Planta de Fraccionamiento
S
O
D
A
V
Figura # 2: Sistema de Aceite Caliente…………………………………………
R
E
S
E
R
Figura # 3: Diagrama de Fases de un Sistema
Multicomponente…………..
S
O
HInstantánea…………………………….
C
E
Figura # 4: Procesos de R
Separación
DE
Bajo Grande………………………………………………………………………...
43
45
61
64
Figura # 5: Proceso de Agotamiento…………………………………………...
74
Figura # 6: Proceso de Rectificación…………………………………………..
75
Figura # 7: Fraccionamiento con Etapas Ideales……………………………..
75
Figura # 8: Columna de Fraccionamiento……………………………………
76
Figura # 9: Diagramas de Fase Isobáricas para Mezclas
Azeotropicas,Azeotropos Homogéneos con Mínimo Punto de Ebullición…
78
Figura # 10: Diagramas de Fase Isobáricas para Mezclas
Aseotrópicas; (a) Azeotropos Homogéneos con Máximo Punto de
Ebullición (b) Azeotropos Heterogéneos……………………………………….
79
Figura # 11: Diagrama Esquemático y Nomenclatura para una Columna
de Destilación…………………………………………………………………….
81
Figura # 12: Operaciones Complejas de Destilación en una Columna……
85
Figura # 13: Operaciones Complejas de Destilación en Dos o Más
Columnas…………………………………………………………………………
87
Figura # 14: Curvas Isobáricas x-y para el Sistema Benceno-Tolueno
y Datos de Equilibrio Isobárico Vapor -Líquido para el Sistema
Benceno-Tolueno……………………………………………………..................
90
Figura # 15: Valores de K en Sistemas de Hidrocarburos Ligeros, Intervalo
de Temperaturas Bajas…………………………………………………………..
92
Figura # 16: Valores de K en Sistemas de Hidrocarburos
Ligeros, Intervalo de Altas Temperatura…………………………………….
92
Figura # 17: Comportamiento de los Métodos de Cálculos Rigurosos...
16
97
Figura # 18: Sección Esquemática a Través de una Torre de
Platos Perforados………………………………………………………………
102
Figura # 19: Características de Operación de los Platos Perforados……
105
Figura # 20: Arreglo de Envase Sellado……………………………………
108
S
O
D
Figura # 22: Diseño Típico de Capucha…………………………………...
A
V
R
E
S
E
Figura # 23: Arreglo Típico de un Plato de Capucha……………………..
R
S
O
H
Figura # 24: Plato PerforadoE
para
un Flujo Transversal………………….
C
R
DEEsquemático
Figura # 25: Diagrama
de un Plato Perforado de Flujo
Figura # 21: Arreglos de Platos……………………………………………..
110
111
112
113
Transversal……………………………………………………………………..
113
Figura # 26: Platos Perforados de Linde…………………………………...
114
Figura # 27: Arreglo de los Platos Linde…………………………………...
115
Figura # 28: Diseño de la Válvula de Plato de Gliesch…………………..
116
Figura # 29: Cambiador de Calor de Tubos Concéntricos……………….
117
Figura # 30: Cambiador de Calor en Contracorriente de Paso
Simple 1-1………………………………………………………………………..
117
Figura # 31: Cambiador 1-2 de Flujo Paralelo-Contracorriente…………..
119
Figura # 32: Cambiador 2-4…………………………………………………....
120
Figura # 33: Tipos de Rehervidores………………………………………….
121
Figura # 34: Intercambiador de Calor Refrigerado por Aire………………..
122
Figura # 35: Reporte de Planta Diario……………………………………….
138
Figura # 36: Reporte Diario de Laboratorio…………………………………..
139
Figura # 37: Implantación de un Nuevo Caso en HYSYS 3.2…………….
141
Figura # 38: Inserción de los Componentes de la Mezcla en el Simulador
HYSYS 3.2………………………………………………………………………..
142
Figura # 39: Diagrama de Flujo del Proceso en Condiciones de Diseño
Reflejado en el Simulador HYSYS3.2………………………………………...
143
Figura # 40: Introducción de Datos de Diseño de la Corriente de
Alimentación del Lago en el Simulador HYSYS 3.2………………………...
144
17
Figura # 41: Diagrama de Flujo del Proceso en Condiciones de
Operación Reflejado en el Simulador HYSYS 3.2…………………………….
145
Figura # 42: Diagrama de Flujo del Proceso para el Nuevo Esquema
Propuesto…………………………………………………………………………...
148
Figura # 43: Método para la Selección del Modelo Termodinámico…….......
151
O
D
A
V
ER
Figura # 44: Diagrama de Flujo de Procesos de la Planta
de Fraccionamiento Bajo Grande Operando Bajo Condiciones de
S
E
R
OS
S
Diseño……………………………………………………………………………….
H
C
E
R
DE
Fraccionamiento Bajo
Grande Funcionando Bajo Condiciones de Operación
155
Actuales……………………………………………………………………………….
173
Figura # 45: Diagrama de Flujo de Procesos de la Planta de
Figura # 46: Diagrama de Flujo de Procesos de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande Recibiendo la Nueva Alimentación de LGN sin
Condensados desde el CCO………………………………………………………
179
Figura # 47: Diagrama de Flujo de Procesos de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande Recibiendo la Nueva Alimentación de LGN
mas Condensados desde el CCO…………………………………………………
184
18
INDICE DE ANEXOS
ANEXO I: Diagrama de Flujo de la Planta de Fraccionamiento
Bajo Grande Por Diseño………………………………………………………………..
ANEXO II: Balance de Masa de la Planta de Fraccionamiento
Bajo Grande por Diseño……………………………………………………………….
ANEXO III: Data Sheet de los Equipos que Conforman el Sistema de
Alimentación y Fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento
Bajo Grande………………………………………………………………………………
ANEXO IV: Reporte de la Simulación por Diseño Expresados por el
Programa HYSYS 3.2 …………………………………………………………………….
ANEXO V: Reporte de la Simulación por Operación Expresados por
el Programa HYSYS 3.2 ………………………………………………………………..
ANEXO VI: Reporte de la Simulación Bajo el Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Pobre sin Condesado desde el CCO………………………..
ANEXO VII: Reporte de la Simulación Bajo el Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Promedio sin Condesado desde el CCO…………………….
ANEXO VIII: Reporte de la Simulación Bajo el Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Rico sin Condesado desde el CCO…………………………
ANEXO IX: Reporte de la Simulación Bajo el Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Pobre Más Condesado desde el CCO…………………….
ANEXO X: Reporte de la Simulación Bajo el Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Promedio Más Condesado desde el CCO…………………
ANEXO XI: Reporte de la Simulación Bajo el Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Rico Más Condesado desde el CCO………………………
Anexo XII: Interconexión entre Bajo Grande y CCO y Características del LGN
Suministrado a Bajo Grande desde el CCO…………………………………………
DER
ECH
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
199
201
203
220
223
227
230
233
236
240
244
248
19
AGRADECIMIENTOS
O
D
A
V
ER
S
A mis padres porque gracias a su cariño, quía y apoyo he llegado a realizar uno de los
anhelos más grandes de la vida, fruto del inmenso apoyo, amor y confianza que en mi
S
E
R
OS
se depósito y con los cuales he logrado terminar mis estudios profesionales que
H
EC
R
E
D
eternamente agradecido.
constituyen el legado más grande que pudiera recibir y por lo cual les viviré
A la Universidad Rafael Urdaneta.
A PDVSA GAS.
A la Sra. Yetsali Nava por haberme brindado la oportunidad de realizar mi trabajo
especial de grado en la gerencia de procesamiento de gas occidente.
A la Ing. Carmen Ledezma por su amplio apoyo técnico y humano dado y por su
asesoría.
A la Ing. Carla Lopez por su colaboración y su quía oportuna durante el desarrollo del
trabajo especial de grado.
A los Ing. pertenecientes la superintendencia técnica de procesos en especial a:
El Ing. Hendric Nuñez y el Ing. Gamal Plaza por haberme aportado una parte de sus
conocimientos y por su orientación durante el desarrollo de mi trabajo especial de
grado.
20
Al Sr. Wendel Valera y al Sr. Tomas Alvarado por su gran ayuda y cooperación en lo
que concierne al manejo del Sistema de Información Automática de Laboratorio de
Procesamiento del Gas (SIALABPG ).
A los operadores y panelistas de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande quienes no
O
D
A
V
ER
S
escatimaron en aportar todos sus conocimientos y su experiencia en lo que respecta al
funcionamiento y operación de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.
S
E
R
OS
H
C
E
R
DE
en mi formación como
Ingeniero Químico.
A cada uno de los profesores que contribuyeron con sus enseñanzas y adiestramiento
21
DEDICATORIA
Dedico este proyecto y toda mi carrera universitaria a Dios por ser quien ha estado a mi
S
lado en todo momento dándome las fuerzas necesarias para continuar luchando día
O
D
A
V
ER
tras día y seguir adelante rompiendo todas las barreras que se me presenten. Le
S
E
R
O
soy quien soy hoy en día, fueron
los S
que me dieron ese cariño y calor humano
H
C
E
ERhan velado por mi salud, mis estudios, mi educación
necesario, son los
Dque
agradezco a mi mamá Marisol Díaz y mi papá Williams Almarza ya que gracias a ellos
alimentación entre otros, son a ellos a quien les debo todo, horas de consejos , de
regaños, de reprimendas de tristezas y de alegrías de las cuales estoy muy seguro que
las han hecho con todo el amor del mundo para formarme como un ser integral y de las
cuales me siento extremadamente orgulloso.
A mis familiares por su cariño y su amistad incondicional.
A todas aquellas personas que me han tendido una mano a lo largo de mi carrera.
22
ALMARZA DIAZ, WILLIAMS: “EVALUACION HIDRÁULICA DE LAS COLUMNAS DE
DESTILACIÓN DE LA PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BAJO GRANDE". Trabajo
Especial de Grado para Optar al Título de Ingeniero Químico. Universidad Rafael
Urdaneta. Facultad de Ingeniería. Escuela de Ingeniería Química. Maracaibo,
Venezuela. Abril de 2009.
RESUMEN
Actualmente, en la Costa Oriental del Lago se encuentra en proceso de construcción
una nueva planta de extracción y fraccionamiento: Complejo Criogénico de Occidente
(CCO). Se tiene estipulado que dicho complejo, al entrar en funcionamiento, suministre
buena parte de la cantidad de Gas Natural Licuado (GNL) abastecido a la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande y que la parte restante sea suministrada por el Complejo
LAMA. Por consiguiente, la planta ya no recibiría alimentación desde Tablazo I y II
como sucede en la actualidad. Por este motivo, se realizó la evaluación hidráulica de
las columnas de destilación V-301, V-303 y V-317 de la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande, para poder conocer cómo se comportaría la planta de recibir esta nueva
alimentación desde el CCO. En primer lugar, se realizó un levantamiento de información
que permitió identificar el estado actual del sistema y los datos de algunos equipos.
Luego se modeló el proceso de fraccionamiento de la planta de Gases Licuados
Procesados (GLP) Bajo Grande, tanto por diseño como en las condiciones actuales de
operación, utilizando el Simulador de Procesos HYSYS, versión 3.2. Posteriormente se
efectúo un análisis de sensibilidad del proceso de fraccionamiento de la planta de GLP
Bajo Grande, tomando en cuenta que la alimentación de LGN pobre, rico y promedio a
la planta, proviene del Complejo Criogénico de Occidente. Los resultados de la
simulación con datos del diseño arrojaron que las tres torres pueden funcionar
eficientemente operando al mismo tiempo bajo estas condiciones. Asimismo los
resultados de la validación del modelo termodinámico reflejaron que el modelo que más
se ajusta a este sistema es el de Soave-Redlich-Kwong (SRK). Por último, se pudo
constatar que las condiciones de operación actuales del sistema evaluado son muy
parecidas a las del diseño y que es viable la propuesta de suministrar la alimentación a
la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande desde el CCO y desde Lama.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Palabras claves: despropanizadora, desbutanizadora, desisobutanizadora destilación.
Dirección Electrónica de Autor:
[email protected]
23
ALMARZA DIAZ, WILLIAMS: “HYDRAULIC EVALUATION OF DISTILLATION
COLUMNS OF THE BAJO GRANDE FRACTIONATION PLANT". Special Graduation
Thesis as Candidate for the Degree of Chemical Engineer. Universidad Rafael
Urdaneta. Faculty of Engineering. School of Chemical Engineering. Maracaibo,
Venezuela. April 2009.
ABSTRACT
O
D
A
V
ER
S
Currently, a new extracting and fractionating plant denominated Complejo Criogénico de
Occidente (CCO) (Western Cryogenic Complex) is under construction in Western
Venezuela. It has been stipulated that, when commissioned, this Complex will supply a
large part of the Liquefied Natural Gas (LNG) now being sent to the Bajo Grande
Fractionation Plant and that the LAMA Complex will supply the rest. Consequently, the
plant would no longer provide any supply from Tablazo I and II, as it currently does.
Therefore, hydraulic evaluation of Distillation Columns V-301, V-303 and V-317 of the
Bajo Grande Fractionation Plant was carried out in order to find out what the behavior of
the plant would be if it receives this new feed from the CCO. First, information that
helped to verify the status of the system and provided data on some equipment was
collected. The fractionation process of the Bajo Grande LPG Plant was then modeled
both by design and under current operating conditions using the HYSYS Process
Simulator, Version 3.2. A sensibility analysis of the fractionation process in the Bajo
Grande LPG Plant was later carried out, taking into account that the poor, rich and
average LNG comes from the CCO. The simulation results using the design data
showed that the three towers could function efficiently while operating jointly under these
conditions. Likewise, the validation results from the thermodynamic model showed that
the model that best adjusts to this system is the Soave-Redlich-Kwong (SRK) Model.
Finally, it was verified that the current operating conditions of the system under
evaluation were very similar to those of the design and that supplying the feed to the
Bajo Grande Fractionation Plant from the CCO and from Lama is a viable proposal.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
Key words: depropanizer, debutanizer, deisobutanizer, distillation.
Author’s e-mail:
[email protected]
24
INTRODUCCIÓN
La Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, adscrita a la gerencia de
O
D
A
V
ER
S
procesamiento de gas, perteneciente a PDVSA Gas, se encarga del Fraccionamiento
de los Líquidos del Gas Natural (LGN), para la producción de Propano, Isobutano,
S
E
R
OS
Normal butano y Gasolina Natural. El LGN es suministrado a Bajo Grande por medio de
H
EC
R
E
D
gasoductos provenientes de las plantas Lamar Líquido, Lama Procesos, y LGN I/II de El
Tablazo.
Actualmente existe un proyecto en marcha el cual consiste en la creación de una
planta de extracción y fraccionamiento de los líquidos del gas natural (LGN)
denominado Complejo Criogénico de Occidente (CCO), el cual se tiene pensado que
remplazará las actuales plantas de extracción ubicadas en el Lago de Maracaibo, Tía
Juana 2 y 3, y LGN I y II ubicadas en el Complejo Petroquímico Ana María Campos
además de Lamar Liquido.
Por consiguiente existe la necesidad de realizar la adecuación de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande al nuevo esquema de extracción y fraccionamiento del
occidente del país.
Ante la situación planteada se realizó la evaluación hidráulica de las columnas de
destilación V-301, V-303 y V-317 de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
tomando en consideración que las alimentaciones a la planta serán suministradas por
el Complejo Criogénico de Occidente (CCO) y el complejo Lama Procesos, para de
esta manera conocer como se comportarían las columnas de destilación y cuales serian
las condiciones de operación más eficientes bajo este nuevo esquema planteado.
25
Para poder realizar la evaluación hidráulica de las columnas de destilación V301, V-303 y V-317 se efectuó la búsqueda de diferentes tipos de información referente
al sistema de fraccionamiento de la planta, también se realizaron entrevista al personal
que allí labora.
S para poder
O
D
A
V cambios planteados.
conocer el comportamiento de la planta en función de E
losR
nuevos
S
E
R
S
HO
C
E
ER
Por último se
los resultados para verificar la viabilidad de la
Dinterpretaron
En ese mismo sentido se utilizó el simulador HYSYS versión 3.2
propuesta.
El trabajo de investigación se dividió en IV capítulos identificados de la siguiente
manera:
¾ En el capítulo I se da una explicación y descripción del problema, así como una
justificación y los objetivos planteados.
¾ En el capítulo II se presentan los antecedentes de la investigación y los
fundamentos teóricos.
¾ En el capítulo III se describe el tipo de investigación, las técnicas de recolección
de datos y la metodología utilizada.
¾ En el capítulo IV se presentan el análisis de los resultados obtenidos, para
luego culminar con las conclusiones y recomendaciones.
26
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
27
CAPITULO I
EL PROBLEMA
S
E
R
OS
1.1 Planteamiento del Problema
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
En la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande se necesita conocer cuál es la
cantidad máxima de LGN que se puede alimentar a la misma, bajo el esquema
operacional definido con la construcción de una nueva planta denominada Complejo
Criogénico de Occidente; en esta planta se realizará la extracción y fraccionamiento de
los líquidos del gas natural para posteriormente enviar parte de la producción de LGN
a la planta de GLP bajo grande.
Las composiciones de las alimentaciones procedente del Complejo Criogénico de
Occidente varían con respecto a la alimentación bajo la cual fue diseñada la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande, razón por la cual se necesita conocer cual será el
comportamiento de las torres de fraccionamiento depropanizadora, desbutanizadora y
desisobutanizadora para determinar si se cuenta con la capacidad de fraccionamiento,
determinar el volumen máximo de alimentación, verificar si se cumplirá con los
requerimiento de calidad establecido para los productos, y finalmente identificar que
factores en el proceso deben ser adecuados bajo las nuevas condiciones de
alimentación.
De no realizarse esta investigación al entrar en funcionamiento el Complejo
Criogénico de Occidente
no se va a
poder suministrar el LGN
a la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande y por ende esta tendría que dejar de operar.
28
Para poder evitar que esto ocurra se realizó una investigación exhaustiva de tal
forma que se pudieran obtener los datos necesarios que permitan realizar la evaluación
hidráulica de las torres de destilación V-301, V-303 y V-317 y de esta manera conocer
el flujo máximo de LGN que puede ser alimentado a la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande proveniente del Complejo Criogénico de Occidente.
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
1.2 Formulación del Problema
S
H
C
E
R
DlaEevaluación hidráulica de las columnas de destilación V-301, V¿Cómo realizar
303 Y V-317 de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande?
1.3 Objetivos de la Investigación
1.3.1 Objetivo General
Realizar la evaluación hidráulica de las torres de destilación V-301, V-303 y V-317
de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.
1.3.2 Objetivos Específicos
¾ Realizar un levantamiento
de información que permita identificar el estado
actual del sistema, los datos de equipos entre ellos los diagrama de flujo de proceso
PDF, los diagramas de instrumentos de proceso PI&D, la data sheet, así como los
balances de materiales y de energía de diseño.
¾ Investigar cuales son las condiciones de operación actuales que poseen los
equipos del sistema en donde se va a realizar la evaluación hidráulica.
29
¾ Modelar el proceso de fraccionamiento de la planta de GLP bajo grande por
diseño utilizando el simulador de procesos HYSYS versión 3.2.
¾ Modelar el proceso de fraccionamiento de la planta de GLP bajo grande con
las condiciones actuales de operación utilizando el simulador de procesos HYSYS
O
D
A
V
ER
versión 3.2.
¾ Análisis de sensibilidad
S
E
R
OS
S
del proceso de fraccionamiento de la Planta de
H
C
E
R
E proviene del Complejo Criogénico de Occidente (CCO).
Dplanta
rico y promedio a la
Fraccionamiento Bajo Grande, tomando en cuenta que la alimentación de LGN pobre,
1.4 Justificación e Importancia de la Investigación
Esta evaluación se realizó para así poder obtener el conocimiento de cuál sería la
alimentación máxima que se podría suministrar a la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande proveniente desde el Complejo Criogénico de Occidente. Asimismo para saber
los cambios que se tendrían que efectuar en las condiciones de operación de la Planta
de Fraccionamiento Bajo Grande para que esta pueda funcionar eficientemente
al
recibir la alimentación proveniente del Complejo Criogénico de Occidente; por ende los
resultados de esta investigación le permitirán a la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande adaptarse al nuevo esquema de extracción y fraccionamiento de LGN de la
región occidental del país proporcionado por el Complejo Criogénico de Occidente.
Igualmente esta evaluación es importante porque al entrar en funcionamiento el
Complejo Criogénico de Occidente se espera que este suministre mayor cantidad de
LGN del que es alimentado a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande actualmente,
por lo que habría una mayor producción de LGN fraccionado de esta y en consecuencia
una mayor cantidad de materia prima para utilizarlas en diversas petroquímicas del
país lo que generaría mayor beneficio al mismo.
30
Además de lo antes mencionado, este trabajo de investigación aportará a la
empresa una simulación computarizada del sistema conformado por las columnas de
destilación V-301, V-303 y V-317 de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
que
servirá de referencia para la comprensión de las características físicas y químicas del
O
D
A
V
ER
S
proceso de fraccionamiento que ocurre en dicha planta y en la elaboración de trabajos
posteriores que se realicen en la empresa.
S
E
R
OS
H
C
E
R
DEla Planta de Fraccionamiento Bajo
continúe en operación
En definitiva se puede decir que el resultado de este informe va a permitir que
Grande dentro de unos años
cuando este´ culminado el Complejo Criogénico de Occidente.
1.5 Delimitación de la Investigación
1.5.1 Delimitación Espacial
La investigación se llevó a cabo en la Planta de Fraccionamiento de LGN “Bajo
Grande” de PDVSA GAS, ubicada en el kilómetro 16 de la carretera hacia la Cañada de
Urdaneta, Municipio Cañada de Urdaneta, Estado Zulia, Venezuela.
1.5.2 Delimitación Temporal
Esta investigación tuvo una duración de 6 meses desde septiembre del 2008
hasta marzo del 2009.
31
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
32
CAPÍTULO II
MARCO TEÓRICO
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
H
C
E
R
DEde la Empresa
2.1 Descripción
S
2.1.1 Reseña Histórica de la Empresa
¾ PDVSA GAS
En enero de 1998 se produce la transformación de Petróleos Venezuela
creándose así la filial denominada PDVSA Gas que se iría a encargar del negocio
gasífero de Venezuela, definiéndose su alcance operativo y lográndose la integración
de las culturas, filosóficas y equipos de trabajo entre Oriente y Occidente. PDVSA Gas,
en los últimos años ha pasado a ocupar una posición relevante en el escenario
energético de nuestro país.
La focalización del negocio del gas, permitió dar el paso fundamental para la
apertura del negocio, a través del decreto 2532, el cual fue aprobado y publicado en
Gaceta Oficial el 28 de mayo de 1998, asimismo fue publicada en la Gaceta Oficial la
Resolución 323 que norma este decreto. Por otra parte se han alcanzado logros
importantes en materia del desarrollo comercial como lo fue´, la firma de contrato con
la empresa Accroven para ejecutar el Proyecto Accro III y IV.
33
Continuando con el proceso de transformación del negocio del gas, en 1999 se
promulgó la Ley Orgánica de Hidrocarburos Gaseosos, la cual define el marco legal
requerido para sustentar el negocio en toda la cadena de valor legal. Asimismo se
obtuvo la aprobación por parte del MEM de los campos del distrito Anaco, a ser
desarrollados por gas, convirtiendo a Anaco en el distrito gasífero. Durante este año se
O
D
A
V
ER
S
lograron dar pasos importantes en materia de apertura del negocio como lo fue el
acuerdo preliminar con Nerón para el proyecto de Licuefacción de Gas, así como la
S
E
R
OS
aprobación por parte del ejecutivo del inicio del proceso para la operación y expansión a
H
C
E
R
E
Metano del sistemaD
(Anaco –José).
través de empresas mixtas, de la infraestructura de transporte y distribución de Gas
En la creación de PDVSA Gas se le transfieren las responsabilidades de la planta
de Fraccionamiento y Despacho Bajo Grande en conjunto con la Planta de
Fraccionamiento Ule y cuatro más ubicadas en el oriente para formar la más importante
infraestructura de producción de líquidos del gas natural existente en el país. Durante
todo este tiempo, las operaciones de Bajo Grande han estado caracterizadas por una
suficiente flexibilidad que la ha permitido adaptarse a los cambios continuos del negocio
del gas manteniendo en todo momento un alto grado de integración, participación y
satisfacción entre sus trabajadores y clientes.
¾
Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
La Planta GLP Bajo Grande, hoy Fraccionamiento Bajo Grande, fue construida por
la Compañía LUMMUS en 1969 bajo la dirección de la empresa Sun Oíl. La misma
está ubicada sobre una extensión de 195 hectáreas en el Distrito Urdaneta del Estado
Zulia, hoy Municipio Autónomo La Cañada.
Originalmente, esta planta se diseñó para producir (11505 BPD) de propano,
(5173 BPD) de iso-butano, (9526 BPD) de n-butano y (5538 BPD) de gasolina natural
ya que adicionalmente a las alimentaciones de las plantas Lama, Lamar Líquido y El
34
Tablazo; existía una alimentación de butanos proveniente de la planta La Paz.
Posteriormente con la salida de servicio de planta La Paz en 1987, la planta GLP Bajo
Grande quedó con capacidad para procesar (25600 BPD) de GLP para obtener (11504
BPD) de Propano, (2567 BPD) de Iso-butano, (5990 BPD) de Normal butano y (5535
BPD) de Gasolina.
O
D
A
V
ER
S
La planta inicia sus operaciones bajo la supervisión de personal extranjero pero
S
E
R
OS
operado con personal propio. Cada guardia operacional era conformada por un (1)
H
C
E
R
DEy del patio de tanques de Punta de Palma, de acuerdo a las
personal de la refinería
operador y un (1) supervisor de turno, mientras que el mantenimiento era prestado por
necesidades de la instalación.
La producción promedio de GLP procesado al inicio de las operaciones de la
planta oscilaba entre los 12.000 y 15.000 barriles por día. En junio de 1970, tres meses
después del inicio de sus operaciones, es cuando se realiza la primera exportación de
30.000 Barriles de Propano hacia los Estados Unidos, en el Buque Tanquero Trina
Multina.
La planta GLP Bajo Grande, hoy Fraccionamiento Bajo Grande, fue puesta en
marcha en el año 1970 por la Empresa Sun Oíl, pero en 1976 GLP-BG como, producto
de la Nacionalización del Petróleo pasa a ser dirigida por Palmaven para luego
fusionarse con otras empresas filiales de PDVSA e iniciarse con el nuevo nombre
jurídico de Corpoven SA. 10 años más tarde pasa a manos de Maraven SA, producto
del plan de nacionalización de empresas emprendido por la Casa Matriz. Cuando GLPBG es absorbida por PVDSA Gas en el año 1998, cambia de nombre y es llamada
Planta de Fraccionamiento y Despacho Bajo Grande, bajo la dirección de la Gerencia
de Fraccionamiento Occidente perteneciente a la Gerencia de seguridad de los
Procesos.
35
2.1.2 Generalidades de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
La Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, adscrita a la gerencia de
procesamiento de gas, perteneciente a PDVSA Gas, se encarga del Fraccionamiento
de los Líquidos del Gas Natural (LGN), para la producción de Propano, Isobutano,
O
D
A
V
ER
S
Normal butano y Gasolina Natural en la Costa Occidental del lago. El LGN es
suministrado a Bajo Grande por medio de gasoductos provenientes de las plantas de
S
E
R
OS
extracción Lamar Líquido, Lama Procesos, y LGN I/II del Complejo Petroquímico Ana
H
C
E
R
DE luego se realiza su almacenamiento en tanques refrigerados y
tren de Fraccionamiento,
María Campos; Bajo Grande realiza la separación de esta mezcla de productos en un
de techo flotante de acuerdo a las características de cada producto, para
posteriormente ser despachados hacia los mercados nacional e internacional mediante
un terminal lacustre o muelle de carga, llenadero de camiones, y gasoducto hacia
Pequiven.
Las instalaciones de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande se pueden dividir
en las siguientes áreas:
¾ El área 300, constituida por un tren de tres columnas de fraccionamiento,
equipos asociados y un sistema de refrigeración.
¾ El área 500, empleada para el almacenamiento, consta de cuatro tanques para
la disposición y despacho de los productos fraccionados.
¾ El área 600, donde está ubicado el muelle, para despachos y descargas de los
buques de productos refrigerados y gasolina para el mercado local y la exportación.
36
2.1.3 Descripción de la Materia Prima y Productos
La Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, recibe los líquidos del gas natural de
las plantas Lamar Líquido, Lama Proceso (Lago) y LGN I y II del Complejo Petroquímico
Ana María Campos; éstas corrientes tienen características físico - químicas y de
O
D
A
V
ER
S
composición particular que las diferencian entre sí, las cuales se enumeran a
continuación:
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
Tabla # I. Composición Físico-Química y Porcentual de Materias Primas Utilizadas. (Luis Coquíes,
Descripción de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, 2008).
37
Los líquidos de gas natural son fraccionados en la planta Bajo Grande,
obteniéndose como productos Propano, Iso / Normal Butano y Gasolina Natural, cuyas
características se presentan a continuación:
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 2. Composición Físico Química de Productos Elaborados. (Luis Coquíes, Descripción de
la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, 2008)
38
2.1.4 Descripción del Proceso Productivo de la Empresa
2.1.4.1 Sistema de Alimentación (Figura 1)
Inicialmente las alimentaciones provenientes del lago, Lama y Lamar llegan a la
O
D
A
V
ER
planta a través de una línea de 8 pulgadas de diámetro y
S
se mezclan con la
alimentación proveniente desde el Tablazo I que llega a través de una línea de 6
S
E
R
OS
pulgadas de diámetro para posteriormente precalentarse con el fondo de la torre
H
C
E
R
DE E-303 B donde
intercambiador
desbutanizadora V-303, en el intercambiador E-301 A/B. Luego la mezcla fluye a un
segundo
se calienta con aceite "GOL – LV55",
posteriormente se envían al tanque estabilizador V-314 A/B, cuya función es estabilizar
el flujo que va al sistema de fraccionamiento a fin de mantener un flujo constante de
alimentación a la torre despropanizadora V-301.
Adicionalmente a lo anterior, la alimentación de Tablazo II pasa por el
intercambiador E-303A donde se precalienta con aceite "GOL – LV55" para luego entrar
a la torre desbutanizadora para unirse con la mezcla de butano proveniente del fondo
de la columna despropanizadora.
2.1.4.2 Sistema de Fraccionamiento
Sistema Despropanizador
La torre despropanizadora V-301 tiene como función separar el propano de los
componentes más pesados, a fin de poder usarlo en la industria petroquímica como
materia prima para la producción de propileno. La alimentación proveniente de los
tanques V-314 A/B, entra en la torre en el plato 20, sin embargo, la torre posee dos
puntos alternos de alimentación en los platos 16 y 24, que se utilizan cuando la
composición de propano cambia. Por el tope de la columna se obtienen vapores de
39
propano y más livianos, los cuales pasan por el condensador C-301, donde se
condensan hasta 119 °F. El C-301 es un condensador por aire de tiro forzado, el cual
tiene doce ventiladores con motores de 50 hp.
El líquido condensado pasa al tanque acumulador de reflujo V-302, de cuyo fondo
O
D
A
V
ER
S
se obtienen una corriente que se subdividen en dos: Una parte sé recicla a la torre,
como reflujo, y la otra pasa a los tamices moleculares para su deshidratación y posterior
S
E
R
OS
refrigeración y almacenaje como propano producto.
H
C
E
R
E
El fondo de D
la torre se calienta por el rehervidor
E-302, donde se vaporiza
parcialmente al intercambiar calor con aceite caliente. El vapor se recircula a la
columna, mientras que el líquido, compuesto principalmente por butanos y más
pesados, alimentan la torre desbutanizadora.
Sistema Desbutanizador
El fondo de la torre V-301 se une a la alimentación de Tablazo II, la cual viene por
una línea de 8 pulgadas, y se alinean directamente a la torre desbutanizadora V-303.
Esta torre tiene como función separar la mezcla de butanos (normal butano e
isobutano), de la fracción pesada que la conforma el producto denominado como
gasolina natural.
La torre posee 34 platos Ballast Tray internos (tipo válvula) de dos pasos. Esta
columna se alimenta en el plato N° 16, pero posee, al igual que la despropanizadora,
puntos alternos de alimentación en los platos 14 y 18, en caso de que la composición
de butanos cambie. Por el tope de la columna salen los vapores de butano, que luego
se hacen pasar por el condensador C-302 donde se condensan hasta 15 °F. El C-302
es un condensador de aire de tiro forzado, y posee 8 ventiladores con motores de 40
hp.
40
El líquido condensado pasa al tanque acumulador de reflujo V-304, de cuyo fondo
se obtienen una corriente que se divide en dos: una parte sé recircula hacia la columna
como reflujo, y la otra se envía a los tanques de estabilización V-316 A/B.
El fondo de la torre pasa al rehervidor E-304, donde se vaporiza parcialmente al
O
D
A
V
ER
S
intercambiar calor con aceite caliente, el vapor es recirculado a la columna, y el líquido,
compuesto principalmente por pentanos y más pesados, pasan al intercambiador E-301
S
E
R
OS
A/B donde se enfrían con la corriente de LGN que alimenta la torre despropanizadora
V-301.
H
EC
R
E
D
Sistema Desisobutanizador
El tope de la torre desbutanizadora V-303 pasa a los tanques de estabilización V316 A/B, a fin de asegurar un flujo constante a la torre desisobutanizadora V-317. La
corriente de alimentación primero intercambia calor con el producto que sale del fondo
de la torre en las unidades E-314 A/B y luego pasa a la torre.
La torre desisobutanizadora V-317 tiene como función separar el isobutano del
normal butano. Posee 105 platos Linde internos de cinco pasos. Se alimenta la torre en
el plato N° 53, sin embargo; la torre posee dos puntos alternos de alimentación en los
platos 61 y 45, que se emplean cuando la relación entre los butanos de la alimentación
cambia. Por el tope de la columna se obtiene vapor de isobutano, que pasa al
condensador por aire C-305, que es de tiro forzado y
posee 20 ventiladores con
motores de 20 Hp.
El líquido condensado pasa al tanque acumulador de reflujo V-318 de cuyo fondo
se obtiene una corriente que se divide en dos: una parte sé recircula hacia la columna,
como reflujo, y la otra pasa a un tren de refrigeración antes de almacenarse como
isobutano producto.
41
El fondo de la torre pasa al rehervidor E-312 A/B, donde se vaporiza parcialmente
al intercambiar calor con aceite caliente. El vapor se recircula a la torre, mientras que el
líquido (normal butano), se enfría intercambiando calor con la alimentación de la torre,
pasando luego a la sección de almacenaje.
O
D
A
V
ER
2.1.4.3 Sistema de Almacenamiento de Productos
S
E
R
OS
S
El objetivo fundamental de esta área consiste en almacenar los productos
H
C
E
R
DEsu posterior embarque o distribución. Este sistema se denomina
operación normal para
obtenidos en el área de proceso, bajo condiciones estables que faciliten su manejo y
sistema de almacenamiento criogénico, y permite operar a bajas presiones y
temperaturas. En el caso de la gasolina producto, el almacenaje se lleva a cabo a
temperatura ambiente en un tanque de techo flotante para evitar la formación de
vapores. Los tanques de almacenaje poseen particularmente una serie de
características a nivel de diseño y de acuerdo al producto que almacenan; además,
cuenta con dispositivos de control de variables y de seguridad.
Los equipos o recipientes incluidos en esta área son:
¾ Tanque S-501: que se emplea para almacenar el propano bajo condiciones
criogénicas (-42°C ∼ -46°C), su capacidad es de 1590 m3 a 46905 m3 y a una presión
de 103.8 KPa (10inH2O). Las condiciones de este tanque se mantienen mediante un
sistema de refrigeración que consta de un compresor (K-501A/B), el cual succiona los
vapores del tope del tanque y los vapores de las carcasas de los enfriadores E-501 y E502.
Posteriormente los descarga a una presión entre 346 a 480 KPa y a una
temperatura entre 18∼38 °C; luego se condensa a través de los enfriadores E-309/E310 (en el sistema de refrigeración del área 300) y finalmente se recircula al tanque
S-501.
42
¾ Tanque S-502: que se utiliza para almacenar n-butano a unas condiciones de
temperatura entre –7°C a 2°C, su capacidad es de 1590 m3 a 28620 m3 y a una presión
de 103.3 KPa
(8 inH2O). Las condiciones de operación de este tanque se mantienen
por un sistema de recirculación a través del enfriador E-502, utilizando para ello dos
O
D
A
V
ER
S
bombas (P-510A/B); estas succionan n-butano del tanque S-502 y lo bombean hacia el
intercambiador E-502 donde se enfría con propano proveniente del tanque S-501; este
S
E
R
OS
n-butano sale del intercambiador E-502 frío y entra nuevamente al tanque S-502
H
EC
R
E
D
bajando la temperatura del mismo.
¾ Tanque S-505: en este tanque se almacena iso-butano a una temperatura entre
–26°C a –3°C, capacidad entre 1590 m3 y 15900 m3 y a una presión de 103.3 KPa (8
inH2O). La presión y temperatura de este tanque se mantienen de manera similar al
tanque S-502, recirculando el isobutano mediante las bombas P-509A/B y enfriándolo
luego en el intercambiador E-501 con propano refrigerante proveniente del tanque S501. El producto frío se retorna al tanque S-505.
¾ Tanque S-503: la gasolina producida se almacena en este tanque con una
capacidad de 1590 m3 a 28620 m3, a una temperatura aproximada de 27 °C y presión
atmosférica debido a que este tanque es de tapa flotante. En caso de un aumento de
temperatura en el tanque, la gasolina se enfría haciéndola pasar por el enfriador E-307
en el sistema de refrigeración del área 300.
43
VENTEO
FRIO
HACIA REPROCESO
PUMP-OUT AEREO
K-501
V-324/325
GAS COMBUSTIBLE
PTA. PALMA
TABLAZO I
TREN DE
FRACCIONAMIENTO
LAMA / LAMAR LÍQUIDO
S-501
PROPANO
H
EC
R
E
D
TABLAZO II
S-505
I-BUTANO
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
N-BUTANO
ESTACION BOMBAS DE
CARGA
HACIA
FLARE
S-502
SISTEMA DE
REFRIGERACION
S
MUELLE CARGA
S-503
GASOLINA
Figura # 1: Diagrama general de proceso de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.
(Inducción a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, 2005).
2.1.4.4 Sistema de Refrigeración
El sistema de refrigeración GLP Bajo Grande es un sistema cerrado, el cual utiliza
propano como medio refrigerante y un compresor centrifugo de tres etapas. El objetivo
de este sistema es enfriar los productos fraccionados en la planta para luego
almacenarlo en los tanques.
El propano refrigerante se acumula en el tambor de recolección V-311, de donde
se distribuye a los siguientes enfriadores por el lado carcasa: E-305 (enfriador primario
de propano producto), E-306 (enfriador secundario de propano producto), E-307
(enfriador de gasolina), E-316 (enfriador primario de isobutano), E-317 (enfriador
secundario de isobutano), y los E-309 y E-310 que se emplean para condensar los
vapores de propano generados en el tanque S-501. La distribución del propano
refrigerante en las tres etapas se lleva a cabo de la siguiente manera:
¾ Una fracción del propano refrigerante del tambor de recolección V-311 pasa a
través del lado carcasa de los intercambiadores E-305, E-307, E-316 y E-318. Los
44
vapores generados en estos enfriadores se alimentan al recipiente inter-etapa V-307,
al
cual
se introduce el resto del propano refrigerante del V-311. La función del
recipiente V-307 es mantener los líquidos fuera de la tercera de compresión.
¾ Una vez en el recipiente, los vapores se alimentan a la tercera etapa de
O
D
A
V
ER
S
compresión en los compresores K-301 A/B/C/D, y el líquido pasa, una parte al lado
carcasa del enfriador E-308, y el resto se introduce en el recipiente inter-etapa V-308 es
S
E
R
OS
mantener los líquidos fuera de la segunda etapa de compresión.
H
C
E
R
DelErecipiente, los vapores se alimentan a la segunda etapa de
¾ Una vez en
compresión en los compresores K-301 A/B/C/D, y el líquido se hace pasar a través del
lado carcasa de los enfriadores E-309, E-310 y E-317. Los vapores generados en estos
intercambiadores se envían al recipiente inter-etapa V-309, y de este, a la primera
etapa de los compresores K-301 A/B/C/D.
Los compresores están instalados de forma que se encuentran uno o dos de ellos
en operación y los otros dos se mantienen como respaldo por si alguno de los
compresores en operación llagase a fallar. El propano de la descarga de los
compresores es subenfriados a 120 °F con el condensador C-303, el cual es un
condensador de aire de tiro forzado que posee 10 ventiladores con motores de 40 hp.
2.1.4.5 Sistema de Aceite Caliente
El sistema de aceite caliente permite el calentamiento de los rehervidores de fondo
de las torres de fraccionamiento, consta de dos tanques acumuladores de aceite S-302
y S-303, desde los cuales el aceite se bombea por medio de las P-304 A/B y
P-310 A/B respectivamente y enviado a calentamiento en los hornos M-302 A/B/C (dos
hornos en funcionamiento y uno en espera), para luego realizar intercambio de calor
con los productos de fondo en los rehervidores E-302, E303 A/B Y E-304 (Sección
propano / Butano) y
E-312 A/B y E-314 (Sección Isobutano).
45
PV-304B
S-401
S-303
S-303
M-302
M-302
B/C
P-310 A/B
Reher vidore s V-317
H
EC
R
E
D
E-312A
E-312A
GAS COMB US TIB LE
PA RA PR ESU R IZAC IÓN
S-302
S-302
SE
E
R
OS
E-312B
E-312B
S
O
D
A
RV
M-302
A/B
A/B
P- 304 A/B
E-302
R eherv idor V-30 1
E-303
E-303 A/B
A/B
Inte rca mbia dore s
de alimentac ión
E-304
R eherv idor V-30 3
Re he rv idor V-319 (F/S )
E-314A/B
E-315
Figura # 2: Sistema de aceite caliente. (Memoria descriptiva de la planta de fraccionamiento bajo
grande, 2008)
2.1.4.6
Sistema de Venteos
Se cuenta con facilidades para la quema de los posibles venteos generados en
las áreas de procesos (Mechurrio del área 300) y
posibles venteos del área de
almacenamiento (Fosa de quema del área 500). La generación de venteos en el área
300 se atribuye principalmente a la presurización de equipos, asociada generalmente a
alto contenido de etano en el LGN proveniente de alimentación del lago, el cual causa
la presurización de la torre despropanizadora V-301 y de su tambor de reflujo, lo que
ocasiona disparo de las válvulas de control de presión de forma de mantener la
estabilidad del proceso; de igual
forma se observa presurización de la torre
desbutanizadora cuando hay alto contenido de propano en la corriente de El Tablazo II,
la cual se alimenta directamente a la misma, observándose apertura de las válvulas de
control de presión asociadas al tambor de reflujo V-304. Cuando ocurre paro de los
compresores de refrigeración del área 300, se observa sobrepresión en el tanque de
almacenamiento V-311, la cual se alivia hacia el cabezal de venteo y se quema en el
Mechurrio del área 300.
46
Los venteos en la fosa de quema del área 500, se ocasionan por presurización de
los tanques refrigerados de almacenamiento S-501 (propano), S-502 (Normal Butano) y
S-505 (Iso-Butano), esta puede ser puede atribuida a: Alimentación de producto con
temperaturas superiores a la de los productos almacenados; fallas en el sistema de
O
D
A
V
ER
S
refrigeración del área 300; paro de compresores área 500 (recuperación de vapores del
tanque S-501) o agitación del tanque causada por la recirculación de producto durante
la carga de buques.
S
E
R
OS
H
C
E
R
DE
2.1.4.7 Sistema
de Emisiones Atmosféricas
Las emisiones atmosféricas originadas en la planta de fraccionamiento Bajo
Grande provienen principalmente de la combustión de gas residual en los hornos de
las áreas 300 y 500, quema de productos asociados al LGN en las fosas de quema de
gas y líquido en área 500 y Mechurrio del área 300, debido a presurización de
recipientes y equipos.
2.1.4.8 Hornos
¾ Área 300
El Área 300 de la planta de fraccionamiento Bajo Grande está constituida por
todas las torres, equipos y facilidades que permiten el fraccionamiento del LGN para
la producción de Propano, Butanos y Gasolina Natural, dentro del proceso de
fraccionamiento y para el calentamiento del aceite se utilizan los hornos M-302 A/B/C.
En éstos se realiza la combustión de mezcla de gas natural y aire la cual permite el
calentamiento del aceite que pasa a través del horno por medio de tubería
(calentamiento indirecto); es importante mencionar que la filosofía de funcionamiento de
los hornos contempla que siempre estén dos en operación y uno en espera.
47
¾ Área 500
El Área 500 de la planta comprende los tanques de almacenamiento y sistemas de
transferencia de producto a buques, El Tablazo y llenadero de camiones. Durante el
proceso de transferencia de propano vía tubería sub.-lacustre, desde el tanque de
O
D
A
V
ER
S
almacenamiento S-501 hacia las plantas LGN I/II de El Tablazo, se requiere el
calentamiento del producto desde su temperatura de almacenamiento (-53 °F) hasta
S
E
R
OS
aproximadamente temperatura ambiente, esto se realiza por medio de los hornos de
H
C
E
R
E
propano por medioD
de la combustión de la mezcla gas natural - aire. Es importante
calentamiento M-503 A/B, en los cuales se realiza el calentamiento indirecto del
mencionar que el envío de propano hacia El Tablazo, no se realiza de forma continua
(frecuencia aproximada 1 vez por semana). El funcionamiento de estos hornos está
directamente asociado a dicho envío de propano por lo que el resto del tiempo los
hornos permanecen fuera de servicio, y durante el envío permanece un horno en
servicio y el otro en espera.
2.1.4.9 Mechurrio
¾ Área 300
Cuando en los procesos de fraccionamiento ocurre la presurización de alguna de
las torres o recipientes del área 300, el sistema de forma automática realiza los
procesos de control respectivos, de forma de aliviar
la
se realiza la alineación del equipo presurizado hacia
sobrepresión,
para
esto
el cabezal de venteo, el
cual descarga directamente al Mechurrio del área 300. Dependiendo del equipo
presurizado se puede quemar propano, Iso/normal butano o LGN.
48
¾ Fosas de quema Área 500
Cuando en los procesos de almacenamiento ocurre presurización de alguno de los
tanques de producto refrigerado S-501 (Propano), S-502 (Normal Butano) y S-505 (Iso
Butano); el sistema activa las respectivas válvulas de control de presión las cuales
O
D
A
V
ER
S
alivian hacia la fosa de quema de vapores ubicada en el área 500. El sistema cuenta
también con una fosa de quema de líquidos la cual permite (solo en caso de
S
E
R
OS
contingencia mayor) la quema de condensados o productos líquidos, lo cual es una
H
EC
R
E
D
condición no deseable del proceso.
2.2 Antecedentes
González Machado, Maurilio (2003). Realizó el trabajo de investigación de
pregrado titulado, “Evaluación y Optimización del Sistema de Calentamiento de los
Procesos de Precalentamiento y Fraccionamiento de la Planta GLP Bajo Grande”. En la
Universidad Rafael Urdaneta Escuela de Ingeniería Química.
El objetivo general de esta investigación fue: evaluar y presentar soluciones para
optimizar el sistema de intercambio de calor asociado a los procesos de generación de
calor, precalentamiento y fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento de Bajo
Grande. Los objetivos específicos fueron: diagnosticar las limitaciones del sistema de
intercambio de calor de los procesos de precalentamiento y separación de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande, determinar los requerimientos del sistema a ser
optimizado para aportar soluciones viables tanto técnicas como económicas, elaborar
un diseño optimizado capaz de aportar soluciones viables a todas las fallas y
limitaciones encontradas en dicho proceso, validar el diseño presentado mediante la
simulación del proceso estudiado, utilizando el simulador PRO II ® de PROVISION.
49
A través de los resultados obtenidos, se recomendaron ciertas acciones a tomar
para solucionar los problemas de pérdida de eficiencia tanto en hornos como en
bombas, se propuso un fluido de intercambio de calor diferente, se realizó y simuló una
propuesta para solucionar las limitaciones de intercambio de calor en el fondo de la
torre desbutanizadora V-303.
Este informe
O
D
A
V
ER
S
sirvió como referencia para conocer más detalladamente las
S
E
R
OS
distintas operaciones unitarias que envuelven el funcionamiento de la Planta de
H
C
E
R
E realizar una evaluación del proceso que ocurre en la planta.
Dpara
metodología utilizada
Fraccionamiento Bajo Grande. De igual forma proporcionó conocimientos de la
Los resultados
de las evaluaciones realizadas en este informe permitieron
conocer las fallas que posee el sistema de calentamiento de los procesos de
precalentamiento y las posibles acciones que se deberían realizar en la planta para
optimizar dicho sistema.
Calderon, Miguelangel (2005). Realizó el trabajo de investigación de pregrado
Titulado “Determinación de Parámetros Óptimos de Operación de la Columna
Desmetanizadora de la Planta de LGN II, El Tablazo Pequiven”. En la Universidad
Rafael Urdaneta Escuela de Ingeniería Química.
El objetivo general de la investigación fue: determinar los parámetros de operación
de la columna desmetanizadora de la Planta LGN II, El Tablazo-Pequiven. Los objetivos
específicos fueron: estudiar el modo de operación de la torre desmetanizadora (T-1) de
la planta LGN II, cuantificar las pérdidas de producción de la torre desmetanizadora (T1) de la planta LGN II, desarrollar la simulación rigurosa de la torre desmetanizadora (T1) de la planta LGN II, definir posibles escenarios de operación en la torre
desmetanizadora (T-1) de la planta LGN II, optimizar los parámetros de operación de la
columna para disminuir las pérdidas de producción de la torre desmetanizadora (T-1) de
la planta LGN II.
50
Los resultados de este informen mostraron que la alimentación mínima que se
podría suministrar a la planta de LGN II del Tablazo Pequiven en el año 2005 es de
160 MMPCED y que la temperatura ideal a la cual debía funcionar la torre
desmetanizadora oscila entre 19 y 21°F. Además se recomendó un sistema de control
O
D
A
V
ER
para la torre.
S
E
R
OS
S
Este informe aportó conocimientos sobre cómo realizar la validación
del
H
C
E
R
E de destilación comparando las condiciones de operación
Dcolumna
computarizada de la
funcionamiento de una columna de destilación por medio de la simulación
para la que fue diseñada la columna con las reales. También aportó conocimientos
sobre como el manejo del perfil de temperatura de una columna de destilación puede
permitir adaptar el funcionamiento de la columna a una alimentación con diferentes
especificaciones para la que fue diseñada la torre. Además de lo antes mencionando
este informe permitió conocer cómo podrían variar las condiciones de operación de una
columna de destilación al disminuir su caudal de alimentación.
Aranquibel, Rosmary (2006). Realizó el trabajo de investigación de pregrado
titulado “Análisis y Evaluación del Sistema de Fraccionamiento de la Planta GLP-ULE
de PDVSA GAS". En la Universidad del Zulia Escuela de Ingeniería Química.
Los resultados obtenidos reflejaron que el nuevo esquema de control propuesto
para la torre D8-504 resulta apropiado para este sistema, puesto que garantiza un 4.6%
de incremento en la producción promedio de C3 pero con este esquema el incremento
global de producción no se ve notoriamente favorecido y el esquema propuesto para el
control de la temperatura del reflujo, resultó no satisfactorio para el sistema estudiado.
El proyecto descrito contribuye a la presente investigación en el conocimiento de
cómo puede afectar a una columna de destilación el cambio de algunas de las variables
que conforman su sistema y ayuda a comprender
como al realizar uno de estos
51
cambios se podría adaptar el funcionamiento de la columna a diferentes esquemas de
operación de tal manera de optimizar su funcionamiento.
2.3 Bases Teóricas
2.3.1 Gas Natural
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
E
Dno-asociado
yacimientos fósiles,
(solo), disuelto o asociado con (acompañando al)
El gas natural es una mezcla de gases que se encuentra frecuentemente en
petróleo o en depósitos de carbón. Aunque su composición varía en función del
yacimiento del que se extrae, está compuesto principalmente por metano en cantidades
que comúnmente pueden superar el 90 ó 95% y suele contener otros gases como
nitrógeno, etano, CO2, H2S, butano, propano, mercaptanos y trazas de hidrocarburos
más pesados. Como fuentes adicionales de este recurso natural, se están investigando
los yacimientos de hidratos de metano que, según estimaciones, pueden suponer una
reserva energética muy superiores a las actuales de gas natural.
2.3.2 Gas Natural en Venezuela
Venezuela se encuentra en una posición privilegiada al ser el octavo país del
mundo y el primero de América Latina en lo que a reservas probadas de gas natural se
refiere, contando con cerca de 4,2 billones de metros cúbicos. Tal magnitud de reservas
permite a un país del tamaño de Venezuela (cerca de 26 millones de habitantes)
abastecer con amplitud al mercado doméstico y contar con excedentes para la
exportación.
Por otro lado, Venezuela exporta productos derivados del gas natural,
principalmente propano, gasolina natural y butano.
52
2.3.3 El Gas Natural Licuado (LGN)
Es gas natural que ha sido procesado para ser transportado en forma líquida. Es
la mejor alternativa para monetizar reservas en sitios apartados, donde no es
S
O
D
A
V como líquido a presión
generación de electricidad. El gas natural es transportado
R
E
S
E
R
atmosférica y a -161 °C donde la licuefacción
reduce en 600 veces el volumen de gas
S
HO
C
E
transportado.
DER
económico llevar el gas al mercado directamente ya sea por gasoducto o por
2.3.4 Procesos de Separación
Uno de los objetivos más importantes del químico es la separación de soluciones y
mezclas
en sus distintos componentes. Estas separaciones incluyen operaciones
unitarias tales como la destilación, absorción de gases y extracción de disolventes. Si
estas separaciones se realizan reversiblemente tiene lugar una degradación mínima de
energía con variación nula de la entropía del sistema y sus alrededores. Sin embargo,
los métodos prácticos y usuales de separación son lógicamente irreversibles como
ocurre con la difusión, turbulencia y transmisión de calor.
2.3.5 Clasificación de los Procesos de Separación
Los procesos de separación pueden clasificarse en diferenciales y por etapas. En
un proceso diferencial los dos fluidos están en continuo contacto y generalmente en
contracorriente de flujo. El cambio de concentración de cada fluido es gradual en la
dirección respectiva. En un proceso por etapas los dos fluidos se mezclan
intermitentemente en diversos puntos de la trayectoria del flujo con cambios abruptos
en la concentración en cada punto en que se interrumpe el flujo.
Las operaciones de separación más comunes en plantas químicas son:
53
a) Destilación
La destilación es la operación de separar, comúnmente mediante calor, los
S
O
D
A
V
ebullición (temperaturas de ebullición) de cada una S
deE
lasR
sustancias a separar.
E
R
S
HO
C
E
DER
diferentes componentes líquidos de una mezcla, aprovechando los diferentes puntos de
b) Evaporación
La evaporación es el proceso físico por el cual una sustancia en estado líquido
pasa al estado gaseoso, tras haber adquirido energía suficiente para vencer la tensión
superficial. A diferencia de la ebullición, este proceso se produce a cualquier
temperatura, siendo más rápido cuanto más elevada aquélla. No es necesario que toda
la masa alcance el punto de ebullición.
La evaporación es un fenómeno importante e indispensable en el ciclo de la vida
cuando se trata del agua, que se transforma en nube y vuelve en forma de lluvia, nieve,
niebla o rocío.
Cuando existe un espacio libre encima de un líquido calentándose, una fracción de
sus moléculas está en forma gaseosa, al equilibrase, la cantidad de materia gaseosa
define la presión de vapor saturante, la cual depende de la temperatura.
Si la cantidad de gas es inferior a la presión de vapor saturante, una parte de las
moléculas pasan de la fase líquida a la gaseosa: eso es la evaporación.
54
Vista como una operación unitaria, la evaporación es utilizada para eliminar el
vapor formado por ebullición de una solución líquida para así obtener una solución
concentrada. En la gran mayoría de los casos, la evaporación vista como operación
unitaria se refiere a la eliminación de agua de una solución acuosa.
c) Secado
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
El secado de sólidos consiste en separar pequeñas cantidades de agua u otro
líquido de un material sólido con el fin de reducir el contenido de líquido residual hasta
un valor aceptablemente bajo. El secado es habitualmente la etapa final de una serie de
operaciones y con frecuencia, el producto que se extrae de un secador para
empaquetado.
Existen varios tipos de operaciones de secado, que se diferencian entre sí por la
metodología seguida en el procedimiento de secado; puede ser por eliminación de agua
de una solución mediante el proceso de ebullición en ausencia de aire; también puede
ser por eliminación de agua mediante adsorción de un sólido, y por reducción del
contenido de líquido en un sólido, hasta un valor determinado mediante evaporación en
presencia de un gas.
Los sólidos que se secan pueden tener formas diferentes -escamas, gránulos,
cristales, polvo, tablas o láminas continuas- y poseer propiedades muy diferentes.
El producto que se seca puede soportar temperaturas elevadas o bien requiere un
tratamiento suave a temperaturas bajas o moderadas. Esto da lugar a que en el
55
mercado exista un gran número de tipos de secadores comerciales. Las diferencias
residen fundamentalmente en la forma en que se mueven los sólidos a través de la
zona de secado y en la forma en la que se transmite.
O
D
A
V
ER
d) Absorción
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
componentes de una
mezcla gaseosa con la ayuda de un solvente líquido con el cual
DE
Es la operación unitaria que consiste en la separación de uno o mas
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. 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.
e) Extracción líquido-líquido
También conocida extracción de solvente, es un proceso químico empleado para
separar componentes en solución mediante su distribución en dos fases liquidas
inmiscibles.
Ya que la extracción líquido-líquido involucra transferencia de masa de una fase
líquida a una segunda fase líquida inmiscible, el proceso se puede realizar en varias
formas. El ejemplo más sencillo involucra la transferencia de un componente de una
mezcla de dos compuestos a una segunda fase liquida inmiscible.
56
La transferencia del componente disuelto (soluto) se puede mejorar por la adición
de agentes desaladores a la mezcla de alimentación o la adición de agentes
"formadores de complejos" al disolvente de extracción. En algunos casos se puede
utilizar una reacción química para mejorar la transferencia. Un concepto más
S
O
D
A
V se utiliza para extraer
completamente dos solutos. Un disolvente primario de extracción
R
E
S
E(en forma similar al agotamiento en
R
uno de los solutos presentes en una S
mezcla
HseOutiliza para depurar el extracto libre del segundo
C
destilación) y un disolvente
lavador
E
ER
D
soluto (semejante a la rectificación en destilación).
complicado de la extracción líquido-líquido se utiliza en un proceso para separar
f) Lixiviación
Es un proceso en el cual se extrae uno o varios solutos de un sólido, mediante la
utilización de un disolvente líquido. Ambas fases entran en contacto íntimo y el soluto o
los solutos pueden difundirse desde el sólido a la fase líquida, lo que produce una
separación de los componentes originales del sólido.
g) Cristalización
Es el proceso por el cual se forma un sólido cristalino, ya sea a partir de un gas,
un líquido o una disolución. La cristalización es un proceso que se emplea en química
con bastante frecuencia para purificar una sustancia sólida.
57
h) Adsorción
Es un proceso mediante el cual se extrae materia de una fase y se concentra
sobre la superficie de otra fase (generalmente sólida). Por ello se considera como un
fenómeno subsuperficial. La sustancia que se concentra en la superficie o se adsorbe
se llama "adsorbato" y la fase adsorbente se llama "adsorbente".
i) Filtración
La
H
C
E
R
filtración D
esE
una técnica,
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
proceso tecnológico u operación unitaria de
separación, por la cual se hace pasar una mezcla de sólidos y fluidos, gas o líquido, a
través de un medio poroso o medio filtrante que puede formar parte de un dispositivo
denominado filtro, donde se retiene de la mayor parte de él o de los componentes
sólidos de la mezcla.
j) Centrifugación
La centrifugación es un método por el cual se pueden separar sólidos de líquidos
de diferente densidad mediante una centrifugadora, la cual imprime a la mezcla un
movimiento rotatorio con una fuerza de mayor intensidad que la gravedad, provocando
la sedimentación del sólido o de las partículas de mayor densidad. Este es uno de los
principios en los que se basa la densidad: Todas las partículas, por poseer masa, se
ven afectadas por cualquier fuerza (origen de una aceleración). La centrifugación
impone, gracias a la aceleración centrífuga, un efecto parecido al gravitacional: Las
partículas experimentan una aceleración que las obliga a sedimentar. La centrifugación
puede dividirse en primera instancia en dos grandes grupos: La preparativa y la
analítica. En la primera, se obtienen grandes cantidades del material que se desea
estudiar, mientras que en la segunda se procede al análisis de las macromoléculas en
58
una ultracentrifugación. Existen diversos métodos de centrifugación y una extensa
variedad de técnicas derivadas de esta. (http://es.wikipedia.org,2008).
2.3.6 Flujo de Fluidos
O
D
A
V
ER
S
El método más común para transportar fluidos de un punto a otro es impulsarlo a
S
E
R
OS
través de un sistema de tuberías. Las tuberías de sección circular son las más
H
C
E
R
DE para el mismo perímetro exterior que cualquier otra forma.
mayor sección transversal
frecuentes, ya que esta forma ofrece no sólo mayor resistencia estructural sino también
a) Flujo laminar
Se caracteriza porque el movimiento de las partículas del fluido se produce
siguiendo trayectorias bastante regulares, separadas y perfectamente definidas dando
la impresión de que se tratara de laminas o capas mas o menos paralelas entre si, las
cuales se deslizan suavemente unas sobre otras, sin que exista mezcla macroscópica o
intercambio transversal entre ellas.
b) Flujo turbulento
En este tipo de flujo las partículas del fluido se mueven en trayectorias erráticas,
es decir, en trayectorias muy irregulares sin seguir un orden establecido, ocasionando
la transferencia de cantidad de movimiento de una porción de fluido a otra, de modo
similar a la transferencia de cantidad de movimiento molecular pero a una escala
mayor. (Crane, Flujo de Fluidos en Válvulas, Accesorios y Tuberías, 1987).
59
2.3.7 Transferencia de Calor
2.3.7.1 Naturaleza del Flujo de Calor
Cuando dos objetos que están a temperaturas diferentes se ponen en contacto
térmico, el calor fluye desde el objeto de temperatura más elevada hacia el de
S
O
D
A
V son tres: conducción,
decreciente. Los mecanismos por los que fluye el R
calor
E
S
E
convección y radiación. (Warren. L. S
Mc R
Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott,
O
HQuímica
C
E
Operaciones Unitarias enR
Ingeniería
,1991).
DE
temperatura más baja. El flujo neto se produce siempre en el sentido de la temperatura
2.3.7.2 Mecanismos de Transmisión de Calor
Hay tres mecanismos fundamentales de transferencia de calor: conducción,
convección y radiación. Los tres tipos de transferencia de calor se pueden producir al
mismo tiempo y es aconsejable tener en cuenta la transmisión de calor por cada uno de
estos tipos en cada caso particular.
a) Conducción: es la transmisión de calor desde una parte de un cuerpo a otra
parte del mismo cuerpo, o bien, desde un cuerpo a otro que este en contacto físico con
él, sin desplazamiento apreciable de las partículas del cuerpo.
b) Convección: es la transmisión de calor desde un punto a otro, dentro de un
fluido, un gas o un líquido, mediante la mezcla de una porción del fluido con otra.
c) Radiación: es la transmisión de calor desde un cuerpo a otro, que no se
encuentra en contacto con el, por medio del movimiento de ondas a través del espacio.
(Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
60
2.3.8 Transferencia de Masa
Un grupo de operaciones para la separación de componentes de mezclas está
basado en la transferencia de materia desde una fase homogénea a otra.
Contrariamente a las separaciones puramente mecánicas, estos métodos utilizan
O
D
A
V
ER
S
diferencias en la presión de vapor o la solubilidad, en vez del tamaño o la densidad de
las partículas. La fuerza impulsora para la transferencia es una diferencia de
S
E
R
OS
concentración o un gradiente de concentración, de la misma forma que una diferencia
H
C
E
R
E métodos, agrupados bajo la denominación de operaciones
DEstos
transmisión de calor.
de temperatura o un gradiente de temperatura constituye la fuerza impulsora para la
de transferencia de materia, incluyen técnicas tales como destilación, absorción de
gases, deshumidificación, extracción líquido-líquido, lixivación, cristalización, así como
muchas otras.
El tratamiento cuantitativo de la transferencia de materia se basa en balances de
materia y energía, equilibrios y velocidades de transferencia de materia y calor.
(Warren. L. Mc Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott, Operaciones Unitarias en
Ingeniería Química ,1991).
2.3.9 Equilibrio Líquido- Vapor
Para evaluar el funcionamiento de un sistema de separación en etapas, es
necesario efectuar cálculos de equilibrio vapor-líquido y de balance de materia en cada
etapa de separación, utilizando para ello una ecuación de estado. Esto permite conocer
las cantidades de gas y líquido separadas en cada etapa, así como los parámetros
necesarios para seleccionar las presiones de separación optimas para los fines que se
pretendan (máxima recuperación de líquidos, mínimos requerimientos de compresión,
maximizar la producción de pozos).
61
El área limitada por la curva de burbujeo y la curva de rocío (envolvente) en el
diagrama de fases de un sistema multicomponente (Figura #3), define las condiciones
para que el gas y el líquido se presenten en equilibrio. Las cantidades y composiciones
de la mezcla son diferentes en distintos puntos dentro de la región de dos fases.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Figura # 3: diagrama de fases de un sistema multicomponente. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
El equilibrio vapor-líquido se aplica para determinar el comportamiento de mezclas
de hidrocarburos en la región de dos fases, y para calcular las concentraciones y las
composiciones de cada fase a las condiciones de presión y temperatura dentro de la
región de dos fases.
La distribución de un componente en un sistema vapor-líquido es expresada por la
constante de equilibrio K. Esta constante se define como la razón de la fracción molar
del componente en la fase gaseosa, (y), a la fracción molar del componente en la fase
líquida, (x), matemáticamente esto se expresa como:
62
Y
K =
X
Ecuación 1.Constante de equilibrio. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
S
El término equilibrio vapor-liquido se refiere a sistemas que una fase líquida esta
O
D
A
V
ER
en equilibrio con su vapor. En un diagrama de fases, el líquido y el vapor coexiste en
S
E
R
OS
equilibrio dentro de una región delimitada por las curvas formadas por los puntos de
H
EC
R
E
D
burbuja y puntos de roció.
Los métodos para calcular el comportamiento de mezclas de hidrocarburos en
esta región de dos fases, permiten determinar las condiciones para su manejo o
procesamiento en la superficie.
2.3.9.1 Soluciones Ideales
Ley de Raoult.- Esta ley está basada en experimentos realizados en el año de
1886, y establece que la presión parcial de un componente en la fase vapor es igual a
la fracción molar de dicho componente en la fase líquida, multiplicada por la presión de
vapor del componente puro; es decir:
Pj = xjPvj
Ecuación 2.Ley de Raoult. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
Donde:
Pj = Presión parcial del componente j en el gas, en equilibrio con un líquido cuya
composición es xj.
63
Pvj = Presión de vapor que el componente j ejerce a la temperatura de interés.
Xj = Fracción molar del componente j en fase líquida. (McCain, 1933).
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Ley de Dalton.- Esta ley define que la presión parcial de un componente en una
H
EC
R
E
D
mezcla gaseosa, es decir:
Ecuación 3.Ley de Dalton.(http://Catarina.udlap.mx,2008)
Donde:
Pj = presión parcial del componente j
yj = Fracción molar del componente j en fase vapor.
P = Presión del sistema.
Al combinar estas dos leyes igualando las presiones parciales, se obtiene una
ecuación que relaciona las composiciones de las fases líquido vapor en equilibrio, a la
presión y temperatura del sistema, es decir:
64
Ecuación 4.Relación entre las concentraciones de vapor y liquido a la presión y temperatura del sistema.
O
D
A
V
ER
(http://Catarina.udlap.mx,2008).
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
S
2.3.9.2 Desarrollo de Ecuaciones para Cálculos de Equilibrio Gas-Líquido
Para determinar los valores xj, yj, la ecuación (4) debe combinarse con otra que
relacione estas cantidades, la cual puede desarrollarse a partir de un balance de
materia para el componente j. Considérese una etapa de separación, definida como una
condición a la cual el aceite y el vapor alcanzan el equilibrio, a las condiciones de
presión y temperatura existentes en el separador que se ilustra en la Figura # 4:
Figura # 4: Procesos de separación instantánea. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
65
De un cálculo de equilibrio de fases se pueden obtener las fracciones de las fases
vapor y líquido en la mezcla, además de las composiciones de cada una de las fases.
Con las siguientes ecuaciones se puede calcular las composiciones de las fases
gas y líquido de una mezcla en equilibrio:
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Ecuación 5.Composición de la fase de liquido de una mezcla en equilibrio.
(http://Catarina.udlap.mx,2008).
Poniéndola ahora en términos de yj, se tiene:
Ecuación 6.Composición de la fase de gas de una mezcla en equilibrio. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
66
Para encontrar la solución de las dos ecuaciones anteriores, se requiere de un
proceso de ensaye y error. Este proceso puede ser simplificado si se toma como base
un mol de alimentación al sistema, de tal manera que:
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Ecuación 7. Utilizando como referencia un mol de alimentación. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
De esta forma, las ecuaciones (5) y (6) se puede expresar como:
Ecuación 8. Composición de la fase de líquido de una mezcla en equilibrio utilizando como referencia un
mol de alimentación al sistema. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
67
S
O
D
A
V
R
mol de alimentación al sistema. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
E
S
E
R
S
HO
C
E
DER
Ecuación 9. Composición de la fase de vapor de una mezcla en equilibrio utilizando como referencia un
Si se usa la ecuación (9) se procede de igual forma pero suponiendo valores de
ñL.
2.3.9.3 Cálculo de la Presión en el Punto de Burbuja para una Solución
Líquida Ideal
El punto de burbuja, es el punto en el cual la primera burbuja de gas se forma.
Para propósitos prácticos, la cantidad de gas es despreciable. Es decir, que nv = 0 y
nL= nt mientras que la presión sería igual a la burbuja, P = Pb. Sustituyendo esto en la
ecuación (6), resulta:
Ecuación 10. Punto de burbuja. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
68
Ecuación 11.Presión de burbujeo. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
En el punto de rocío, la cantidad de líquido se considera despreciable, de tal
2.3.9.4 Cálculo de la Presión en el Punto de Rocío para una Solución de Gas Ideal
manera que podemos sustituir nL=0 y nV= nt, en la ecuación (5), resultando lo
siguiente:
Ecuación 12.Punto de rocío. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
O
Ecuación 13.Presión en el punto de rocío. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
69
2.3.9.5 Soluciones Reales
Tomando en cuenta las siguientes limitaciones a las leyes de Raoult y de Dalton:
- La ley de Dalton se basa en la suposición de un comportamiento ideal del gas.
O
D
A
V
ER
S
Esto limita su uso a presiones menores que 100 psia y temperaturas moderadas.
S
E
R
OS
- La ley de Raoult se basa en la suposición de un comportamiento ideal del líquido.
H
EC
R
E
D
Esto se da solo si los componentes son física y químicamente muy similares.
- Un compuesto puro no tiene presión de vapor a temperaturas mayores que su
temperatura crítica. Esto limita el uso de las ecuaciones a temperaturas menores que la
crítica.
Con base a estas limitaciones, para las soluciones reales se utilizan otras
ecuaciones, basadas en correlaciones obtenidas por observaciones experimentales del
comportamiento de equilibrio vapor-liquido. Estas correlaciones involucran el uso de la
constante de equilibrio K, la cual se define como:
Ecuación 14.Constante de equilibrio para soluciones reales. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
Las ecuaciones (5) y (6) pueden modificarse para tomar en cuenta el
comportamiento de soluciones reales, sustituyendo la relación de presiones PVj/P por la
constante de equilibrio K (ec. 4) se tiene lo siguiente:
70
Ecuación 15. Composición de la fase de líquido de una mezcla en equilibrio para soluciones reales.
(http://Catarina.udlap.mx,2008).
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Ecuación 16. Composición de la fase de vapor de una mezcla en equilibrio para soluciones reales.
(http://Catarina.udlap.mx,2008).
Considerando un mol de alimentación al sistema (nt=1):
Ecuación 17.Composición de la fase de liquido de una mezcla en equilibrio utilizando como referencia un
mol de alimentación al sistema para soluciones reales. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
71
O
D
A
V
ER
S
Ecuación 18. Composición de la fase de vapor de una mezcla en equilibrio utilizando como referencia un
mol de alimentación al sistema para soluciones reales. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
La solución deD
las ecuaciones anteriores requiere también de un proceso de
ensaye y error.
2.3.9.6 Cálculo de la Presión en el Punto de Burbuja de una Solución Real
Como en el punto de burbuja nV=0 y nL=nt, y sustituyendo lo anterior en la
Ecuación (16), resulta lo siguiente:
Ecuación 19.Punto de burbuja para soluciones reales. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
En las ecuaciones (19) la presión en el punto de burbuja no se puede calcular
directamente, por lo tanto puede ser determinada seleccionando presiones y
ensayando, con lo cual se obtienen valores de K. Aplicando la ecuación (19) se calcula
el producto de ZjKj, si la suma es menor que uno, el cálculo se repite a baja presión. Si
72
la suma es mayor que uno, se selecciona un valor de presión mayor y se ensaya
nuevamente.
2.3.9.7 Cálculo de la Presión en el Punto de Rocío de un Gas Real
O
D
A
V
ER
S
Si nL=0 y nV = nL y sustituyendo lo anterior en la ecuación (15), resulta lo
siguiente:
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
Ecuación 20.Punto de rocío. (http://Catarina.udlap.mx,2008).
Un punto muy importante que debe tomarse en cuenta, antes de establecer un
estudio de equilibrio vapor-liquido a cualquier presión y temperatura dadas, es de
verificar con certeza si se encuentra en la región de dos fases, esto puede hacerse de
la siguiente forma:
Son mayores que 1, se esta en la región de dos fases
73
O
D
A
V
ER
El sistema es completamente líquido
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
S
El sistema es completamente vapor
2.3.10 Agotamiento, Rectificación y Fraccionamiento
El agotamiento se basa en colocar varias etapas de equilibrio en serie a fin de
despojar del líquido el componente más volátil. Esto se logra con vapor generado en la
última etapa (pobre en liviano), el cual entra en contacto con el líquido y remueve el
componente liviano en su paso hacia etapas superiores.
74
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
Figura # 5: Proceso de agotamiento. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
Como se ha mencionado anteriormente, el líquido en equilibrio de una mezcla es
más rico en el componente pesado. Si este líquido se coloca en contacto con un vapor
más pobre entonces el componente liviano del líquido se difundirá hacia el vapor para
alcanzar de nuevo el equilibrio. Si este proceso se repite varias veces se logrará
obtener el componente pesado puro.
Análogamente la rectificación es la remoción del componente pesado de un vapor
a través del contacto con un líquido más frío y con menos cantidad de pesados,
siguiendo los mismos principios de difusión explicados anteriormente. El proceso
involucra la utilización de varias etapas y el líquido descendente, llamado reflujo, es
formado por la condensación de parte del vapor producto.
El agotamiento y la rectificación pueden ser unificados en un solo proceso de
separación conocido como fraccionamiento (Fig # 7).El fraccionamiento es la técnica de
destilación más utilizada industrialmente y generalmente se busca recuperar el
75
componente más liviano controlando la cantidad de vapor condensado que desciende
por cada una de las etapas.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Figura # 6: Proceso de Rectificación. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
Figura # 7: Fraccionamiento con etapas ideales. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
76
Las etapas se disponen en serie dentro de un recipiente cilíndrico el cual recibe el
nombre de columna de destilación. El líquido condensado se almacena temporalmente
en un tanque de reflujo a fin de estabilizarlo y mantener un caudal estable de líquido en
la columna (Fig. # 8).
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Figura # 8: Columna de Fraccionamiento. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
2.3.11 Difusión
La difusión es el movimiento, bajo la influencia de un estimulo físico, de un
componente individual a través de una mezcla. La causa más frecuente de la difusión
es un gradiente de concentración del componente que difunde. Un gradiente de
concentración tiende a mover el componente en una dirección tal que iguale las
concentraciones y anule el gradiente. Cuando el gradiente se mantiene mediante el
suministro continuo de los componentes de baja y alta concentración, el flujo del
componente que se difunde es continuo. Este movimiento es aprovechado en las
operaciones de transferencia de materia.
77
Aunque la causa habitual de la difusión es un gradiente de concentración, la
difusión también puede ser originada por un gradiente de presión, por un gradiente de
temperatura o por la aplicación de una fuerza externa como en el caso de una
centrífuga’. La difusión molecular inducida por un gradiente de presión (no presión
parcial) recibe el nombre de difusión de presión, la inducida por la temperatura es la
O
D
A
V
ER
S
difusión térmica, y la debida a un campo externo es la difusión forzada. Las tres son
muy poco frecuentes en ingeniería química.
S
E
R
OS
H
C
E
R
DEo fluido. También tiene lugar en fases fluidas debido a la mezcla
estacionarias de sólido
La difusión no está restringida a la transferencia molecular a través de capas
física o a los remolinos del flujo turbulento, de la misma forma que el calor puede fluir en
un fluido por convección. Este hecho recibe el nombre de difusión en régimen
turbulento. A veces el proceso de difusión va acompañado de flujo global de la mezcla
en una dirección paralela a la dirección de difusión, y con frecuencia está relacionada
con el flujo de calor. (Warren. L. Mc Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott, Operaciones
Unitarias en Ingeniería Química ,1991).
2.3.12 Azeotropismo
Para los rangos bajos a moderados empleados en la mayoría de las aplicaciones
industriales, la relación básica entre la composición de las fases liquidas y vapor en
equilibrio se pueden expresar como una función de la temperatura total del sistema, la
presión de vapor de cada componente puro, y el coeficiente de actividad de cada
componente i de la mezcla:
yi p = xiγ i pi
sat
Ecuación 21.Relación entre las composiciones de las fases liquidas y vapor en equilibrio. . (Perry,
manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
78
En sistema que muestran un comportamiento ideal de la fase liquida, los
coeficientes de actividad, γ i , son iguales a la unidad y la ecuación (21) se reduce a la
ley de Raoult. Para comportamientos no ideales de la fase liquida, se dice que un
sistema muestra desviaciones negativas de la ley de Raoult si γ i < 1 y ,al contrario,
O
D
A
V
ER
S
desviaciones positivas de la ley de Raoult si γ i > 1.En sistemas suficientemente no
S
E
R
composición puede presentar un H
valor
extremo, tal y como se muestra en la figura
OS
C
E
R las composiciones del liquido y vapor en equilibrio son
#9.En dicho máximo
DoEmínimo,
ideales, las desviaciones pueden ser tan grandes que el diagrama de temperatura
idénticas.
Figura # 9: Diagramas de fase isobáricas para mezclas azeotropicas, azeotropos homogéneos con
mínimo punto de ebullición. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
De esta manera
yi = xi
Para todo i=1
79
Y el sistema se dice que forma azeotropo. Los sistemas azeotropos presentan un
mínimo en el diagrama t-x-y cuando las desviaciones de la ley de raoult son positivas
figura # 9 y un máximo en el diagrama t-x-y cuando las desviaciones de la ley de raoult
S
son negativas figura # 10(a).Si en cualquiera de estas dos condiciones la fase liquida
O
D
A
V
ER
esta en equilibrio con la fase de vapor, el azeotropo es homogéneo. Si aparece un
S
E
R
OS la composición de la fase de vapor es
heterogéneo. Para azeotropos heterogéneos,
H
C
RE de las dos o mas fases liquidas figura # 10(b).Las
igual a la composición
DEglobal
comportamiento multifasico liquido para condiciones azeotropicas, el azeotropo es
mezclas con solo pequeñas desviaciones de la ley de Raoult
únicamente pueden
formar un azeotropo si los componentes tienen puntos de ebullición cercanos. A medida
que aumenta la diferencia entre los puntos de ebullición de los componentes, la
composición del azeotropo se aproxima a la de uno de los componentes puros (hacia la
del componente de menor punto de ebullición para azeotropos con mínimo punto de
ebullición, y hacia el componente con mayor punto de ebullición para azeotropos de
máximo punto de ebullición). (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición,
2001).
(a)
(b)
Figura # 10: Diagramas de fase isobáricas para mezclas azeotropicas (a)Azeotropos homogéneos con
máximo punto de ebullición(b)Azeotropos heterogéneos.( Perry ,manual del ingeniero Químico séptima
edición,2001).
80
2.3.13 Operaciones de Destilación Continua o Fraccionada
O
D
A
V
ER
2.3.13.1 Principios Generales
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
S
Los procesos de separación alcanzan sus objetivos mediante la creación de dos o
más zonas que coexisten y que tiene diferencias de temperaturas, presión, composición
y fase. Cada especie molecular de la mezcla que se vaya a separar reaccionara de
modo único antes las distintas condiciones presentes en esas zonas. En consecuencia,
conforme el sistema
se desplaza hacia el equilibrio, cada especie presentara una
concentración diferente en cada zona, dando como resultado una separación entre las
especies.
El proceso de separación denominado destilación utiliza fases de vapor y liquido,
esencialmente a la misma temperatura y presión en las zonas en las que estas
coexisten. Se utilizan varios tipos de dispositivos, como por ejemplo el relleno aleatorio
u ordenado y las bandejas de platos, para que dos fases entren en contacto intimo. Los
platos se colocan unos sobre otros y se encierran en una carcasa metálica para formar
una columna. En la figura # 11 se muestra una representación típica de una columna
característica de destilación del tipo de platos, junto con sus principales accesorios
externos.
81
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 11: Diagrama esquemático y nomenclatura para una columna de destilación. (Perry, manual del
ingeniero Químico séptima edición, 2001).
La alimentación, que se debe separar en fracciones, se introduce en uno a mas
puntos a lo largo de la estructura de la columna .Debido a la acción diferente de la
fuerza de la gravedad entre la fase de vapor y la liquida, el liquido fluye hacia debajo de
la columna, cayendo en cascada de plato a plato, mientras que el vapor haciende por la
columna, para entrar en contacto con el liquido en cada uno de los platos.
El líquido que llega al fondo de la columna se vaporiza parcialmente en un calderin
que genera vapor recalentado que asciende por la columna. El resto del líquido se retira
como producto de fondo. El vapor que llega a la parte superior de la columna se enfría y
condensa como liquido en el condensador superior.
82
Parte de este líquido regresa a la columna como reflujo, para proporcionar un
caudal liquido. El resto de la corriente superior se retira como producto destilado o
producto de cabeza. En algunos casos, solo una parte del vapor se condensa de
manera que se puede extraer un destilado como vapor.
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
H
C
E
R
DElos platos de la columna.
líquido- vapor, en todos
S
Este tipo de flujo en una columna proporciona un contacto en contracorriente
Las fases de vapor y liquida de un plato dado se acercan a los equilibrios de
temperaturas, presión y composición, hasta un punto que depende de la eficiencia del
plato de contacto.
Los componentes más ligeros (de punto de ebullición más bajo) tienden a
concentrarse en la fase de vapor, mientras que los más pesados (de punto de ebullición
más alto) tienden a la fase liquida. El resultado es una fase de vapor que se hace más
rica en componentes ligeros al ir ascendiendo por la columna, y una fase liquida que se
va haciendo cada vez más rica en componentes pesados
conforme desciende en
cascada. La separación global que se logra entre el producto superior y el del fondo
depende primordialmente de las volatilidades relativas de los componentes, numero de
platos de contacto y de la relación de reflujo de la fase liquida y la de vapor.
83
Si la alimentación se introduce en un punto situado a lo largo de la columna, la
columna se dividirá en una sección superior, que se denomina con frecuencia sección
de rectificación, y otra inferior, que suele recibir el nombre de sección de agotamiento.
S
O
D
A
V lateral de producto en
múltiples y en columnas en las cuales se retira unaE
corriente
R
S
E
R
algún punto a lo largo de la columna, además
de las dos corrientes de productos de los
S
HO
C
E
extremos.
DER
Estos términos se vuelven bastante indefinidos en columnas con alimentación
2.3.13.2 Concepto de Etapa de Equilibrio
Hasta hace poco, los procesos de transferencia de materia y energia en una
columna de destilación se consideraban muy complicados para poder modelarlos de
forma directa. Esta dificultad se supera mediante el modelo de etapa de equilibrio,
desarrollado por Sorel en 1893, en el que las corrientes de vapor y liquido que salen de
una etapa en equilibrio están en equilibrio completo entre sí, pudiéndose emplear
relaciones termodinámicas para determinar las temperaturas y la relación de
concentraciones de las dos corrientes en equilibrio a la presión dada. Se diseña una
columna hipotética formada por etapas de equilibrio (en lugar de verdaderos platos de
contactos) para realizar la separación que se desea para la columna real. A
continuación, el número de etapas teóricas requeridas de equilibrio se debe convertir en
un número de etapas reales, por medio de las eficiencias de plato, que describen la
extensión hasta la cual el rendimiento de un plato real de contacto se corresponde con
el rendimiento de una etapa de equilibrio. Alternativamente, se pueden emplear
ineficacias de plato utilizando modelos de velocidad que se describen más adelante.
84
El empleo del concepto de etapa de equilibrio divide el diseño de una columna de
destilación en tres partes principales:(1) Se establecen los datos termodinámicos y los
métodos que se requieren para predecir las composiciones del equilibrio de fases.(2)Se
calcula el numero de etapas de equilibrios necesarias para lograr la separación
especificada, o bien la separación que se obtendrá para un numero dado de etapas de
O
D
A
V
ER
S
equilibrio.(3)El numero de etapas de equilibrio se convierte en un número equivalente
de platos reales de contacto o altura de relleno, y se determina el diámetro de la
S
E
R
OS
columna. La mayor parte del tercer paso se elimina si se emplea un modelo de
velocidad.
H
EC
R
E
D
2.3.13.3 Operaciones Complejas de Destilación
Todas las operaciones de separación requieren un suministro de energia en forma
de calor o trabajo. En la operación convencional de destilación, como la que se muestra
en la figura # 12, la energía requerida para la separación de los componentes se
suministra en forma de calor, al calderin, en el fondo de la columna, donde la
temperatura tiene su valor máximo.
85
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Figura # 12: operaciones complejas de destilación en una columna. (Perry, manual del ingeniero Químico
séptima edición, 2001).
Además, se elimina calor del condensador, en la parte superior de la columna,
donde se alcanza la temperatura más baja. Con frecuencia, esto da como resultado un
requerimiento elevado de suministro de energia y una baja eficiencia termodinámica
global, cuando el calor eliminado en el condensador no se aprovecha. Las operaciones
complejas de destilación que presentan una alta eficiencia termodinámica y unos bajos
requerimientos de energia se han sometidos a intensos trabajos de investigación. En
algunos casos toda o parte de la energia se suministra en forma de trabajo.
Las operaciones complejas de destilación pueden utilizar columnas sencillas,
como las mostradas en la figura # 12, o dos a más columnas que están térmicamente
unidas, figura # 13.
86
En especial, cuando la diferencia de temperatura entre los extremos de la columna
no es grande, cualquiera de los tres sistemas de bombas de calor que aparecen en las
figuras # 12c, d y e que incluyen un acoplamiento térmico con el condensador de la
S
parte superior y el calderin inferior, pueden considerarse para eliminar la transferencia
O
D
A
V
ER
externa de calor casi en su totalidad, sustituyendo el trabajo de la bomba de calor como
S
E
R
S o asociación, por división, de columnas,
O
utilizar las muy conocidas columnas
múltiples
H
C
E
tal y como aparecen
DenElaRFigura #13a, que se corresponde con el concepto de ahorro
principal suministro
de energia para lograr la separación. Opcionalmente, se pueden
de energia empleado en la evaporación de múltiple efecto. La alimentación se divide en
forma más o menos equitativa entre las columnas que operan en paralelo, pero a
diferentes presiones, que disminuyen de izquierda a derecha. Con la selección
adecuada de la presión de operación de la columna, se permite que el vapor de la parte
superior de la columna, con la presión más elevada, se condense en el calderin de la
columna, con la presión más baja. Se necesita un agente externo de transferencia de
calor exclusivamente para el calderin del primer efecto y el condensador de último
efecto. Por consiguiente, para N efectos, los requerimientos energéticos son del orden
de 1/N, en comparación con los requeridos para una columna convencional de un solo
efecto.
Según otra opción, mostrada en la Figura # 13(b), la sección de rectificación
puede operar a una presión mas elevada que la sección de agotamiento, de manera
que el calor se puede transferir entre cualquier par de etapas deseadas de las dos
secciones. Esta técnica, descrita por Mah y conocida como destilación SRV (reflujo y
evaporación secundarios), puede dar como resultado una reducción significativa de los
requerimientos de la planta para el condensador de la parte superior y el calderin
inferior.
87
Cuando se van a separar mezclas multicomponentes en tres o más productos se
utilizan, por lo general, una serie de columnas sencillas del tipo mostrado en la Figura #
12.
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 13: operaciones complejas de destilación en dos o más columnas. (Perry, manual del ingeniero
Químico séptima edición, 2001).
2.3.13.4 Síntesis de Sistemas de Separación Multicomponente
En los últimos años, la secuencia de columnas de destilación y de otros tipos de
equipos para la separación de mezclas multicomponentes han recibido mucha atención.
Aunque un separador de diseño complejo puede operar en ocasiones para producir
más de dos productos, frecuentemente es preferible una serie de separadores de dos
productos n. A menudo, la secuencia incluye columnas de destilación simple.
88
2.3.13.5 Datos Termodinámicos
Para el diseño o análisis preciso de las columnas de destilación son necesarias
datos termodinámicos fiables. A menudo, la incapacidad de la columna para operar a
los niveles especificados se debe a la falta de dichos datos.
2.3.13.6 Datos de Equilibrio de Fases
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
delD
líquido y vapor en
S
Para una mezcla binaria, la temperatura y la presión determinan las
composiciones
el equilibrio. Por
consiguiente, los datos
experimentales se presentan con frecuencia en forma de tablas de fracción molar de
vapor y, y fracción molar de liquido x, para un componente, en un intervalo de
temperatura T, para una presión fija P o en un intervalo de presión, para una
temperatura fija.
Para su aplicación a la destilación (prácticamente un proceso isobárico), como se
muestra en las Figuras # 14, los datos de la mezcla binaria se presentan con frecuencia
para una presión fija, como y frente x, con la inclusión de una recta de pendiente de
45° como referencia, y como T frente a y y x. En la mayor parte de los sistemas
binarios, uno de los componentes es más volátil que el otro, en todo el intervalo de
composición.
Para algunos sistemas binarios, uno de los componentes solo es más volátil que el
otro en una parte del rango de composición.
Para mezclas que contienen más de dos componentes, se dispone de otro grado
de libertad por cada componente adicional. Por consiguiente, para un sistema de cuatro
componentes, las composiciones del vapor y el líquido en equilibrio están determinadas
solo si la presión, la temperatura y las fracciones molares de dos componentes están
establecidas. La representación de los datos de equilibrio vapor-liquido, para una
89
mezcla multicomponente, en forma tabular o grafica es difícil o imposible. En su lugar,
dichos datos, así como los que se refieren a sistemas binarios, se representan, por lo
general, en términos de los valores de K (relación de equilibrio liquido-vapor).
Y
se correlacionan empírica o teóricamente con la temperatura, presión y
O
D
A
V
ER
S
composiciones de las fases, en forma de tablas, graficas y ecuaciones .Los valores de
K se utilizan ampliamente en los cálculos de destilación multicomponente, y la relación
S
E
R
OS
de los valores de K para dos componentes, conocida como volatilidad relativa.
H
EC
R
E
D
Ki
α ij =
Kj
Ecuación 22.Volatilidad relativa. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Es un índice que da idea de la facilidad o dificultad de separación de los
componentes i y j
por medio de la destilación. En raras ocasiones se utiliza la
destilación a gran escala si la volatilidad relativa es menor de 1.05, siendo i más volátil
que j.
90
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 14: curvas isobáricas x-y para el sistema
benceno-tolueno y datos de equilibrio isobárico vapor -liquido para el sistema benceno- tolueno. (Perry,
manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
2.3.13.7 Correlaciones Graficas de los Valores de K
El valor de K de las especies es una función compleja de la temperatura, presión y
composiciones de equilibrio de fases vapor-liquido. Sin embargo, para mezclas de
compuestos con estructura molecular semejante y tamaño similar, el valor de K
depende básicamente de la temperatura y la presión. Por ejemplo, se dispone de varias
correlaciones graficas importantes para los valores de K
para sistemas de
hidrocarburos ligeros.
Las más fáciles de utilizar son las graficas de DePriester que tratan 12
hidrocarburos(metano,etileno,etano,propileno,propano,isobutano,isobutileno,nbutano,isopentano,n-pentano,n-hexano,yn-heptano). Las graficas de DePriester se
basan principalmente en la ecuación de estado de Benedict-WebbRubin, que puede
representar tanto la fase de líquido como la de vapor y puede predecir los valores de K
91
con bastante precisión, cuando se dispone de las constantes de la ecuación para los
componentes en cuestión.
Se requiere un procedimiento de prueba y error para cualquier correlación del
valor de K que tenga en cuanta el efecto de la composición. No se pueden calcular los
O
D
A
V
ER
S
valores de K hasta que se conozcan las composiciones de las fases, y estas no se
pueden conocer hasta que se disponga de los valores de K para calcularlas. Para
valores de K que son función
S
E
R
OS
de T y P exclusivamente, DePriester proporciona
H
C
E
R
DEen las Figuras # 15 y 16.
nomogramas aparecen
nomogramas, que son un buen comienzo para la iteración de los valores. Estos
Las graficas de DePriester y sus ampliaciones y generalizaciones subsecuentes
utilizan los puntos de ebullición molares promedio de las fases liquidas y vapor para
representar el efecto de la composición. Una medición opcional de la composición es la
presión de convergencia del sistema, que se define como la presión a la que los valores
de K para todos los componentes de una mezcla isotérmica convergen en la unidad.
92
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 15: valores de K en sistemas de hidrocarburos ligeros, intervalo de temperaturas bajas.
(DePriester, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Figura # 16: valores de K en sistemas de hidrocarburos ligeros intervalo de altas temperatura.
(DePriester, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
93
Este concepto es semejante al de punto crítico para un componente puro, en el
sentido de que las fases se vuelven distinguibles.
2.3.13.8 Correlaciones Analíticas de los Valores de K
O
D
A
V
ER
S
La amplia disponibilidad y empleo de los ordenadores para los cálculos de
destilación ha impulsado el desarrollo de expresiones analíticas para los valores de K.
S
E
R
OS
H
C
E
R
DEteórica en una o dos formulas termodinámicas exactas. Cuando
menudo tienen su base
Las correlaciones analíticas preferidas son de naturaleza menos empírica, y a
se aplica una sola ecuación de estado de presión, volumen y temperatura (PVT) a las
dos fases de líquido y vapor, la fórmula empleada es:
K
i
)
Φ
= )
Φ
L
i
V
i
Ecuación 23.Expresión analítica para el valor de K cuando se aplica una sola ecuación de estado de
presión, volumen y temperatura a las dos fases del liquido y vapor. (Perry, manual del ingeniero Químico
séptima edición, 2001).
)
Donde los coeficientes de fugacidad de la mezcla Φ iL para el líquido y
)
ΦVi para
el vapor se obtienen de la termodinámica clásica, a partir de la expresión PVT. Para la
entalpia se pueden obtener ecuaciones precisas de forma similar.
Hasta hace poco, las ecuaciones
de estado se han aplicado con éxito a la
ecuación 23 han sido las de mezclas de compuestos no polares, básicamente
hidrocarburos y gases ligeros. Estas ecuaciones incluyen
las de Benedict-Webb-
Rubin(BWR), las de soave(SRK),que amplio la ecuación de Redlich-Kwong, y las de
Peng-Robinson(PR).Las ecuaciones de SRK y PR
pertenecen a una familia de
ecuaciones de estado cibicas. La ampliación de Starling a la ecuación BWR predice los
valores de K y las entalpias para las parafinas normales hasta el n-octano, así como
94
para el isobutano, isopentano, etileno, propileno, nitrógeno, dióxido de carbono y sulfuro
de hidrogeno, incluyendo la región criogénica. En todos los programas de simulación y
diseño de procesos se dispone de programas de ordenador para el cálculo de los
valores de K, obtenidos a partir de las ecuaciones de estado SRK y PR.
O
D
A
V
ER
S
Una formulación opcional de los valores de K que se ha aplicado mucho a las
mezclas que contienen compuestos polares y no polares es:
H
C
E
R
DE
K
S
E
R
OS
i
= γi
L
Φ iL
)
Φ Vi
Ecuación 24. Valores de k para compuestos polares y no polares. (Perry, manual del ingeniero Químico
séptima edición, 2001).
Donde se pueden utilizar diferentes ecuaciones de estado para predecir el
coeficiente de fugacidad del componente liquido puro Φ iL y el coeficiente de fugacidad
de la mezcla de vapor, pudiéndose también utilizar uno de los varios modelos de la
energia libre de la mezcla para obtener el coeficiente de actividad del liquido γ i .A
L
presiones que varían desde bajas a moderadas, la predicción precisa de este ultimo es
crucial para la aplicación de la ecuación 24.
Cuando la temperatura del sistema es mayor que la temperatura critica de uno o
mas componentes de la mezcla, Prausnitz et al, utilizan la constante de la ley de
Henry, H i , M , en ves del producto γ i Φ iL en la ecuación 24.En otro caso, Φ iL se evalúa a
L
partir de los datos de la presión de vapor, con una corrección de Poynting para la
fugacidad del vapor saturado. Cuando la presión total es menor que, aproximadamente
202.6kpa (2atm) y todos los componentes de la mezcla tienen una temperatura critica
que es mayor que la temperatura del sistema, entonces Φ iL = pi
caso, la ecuación 24 se reduce a
sat
/ p y ΦVi =1.En este
95
Ki = γ i pi / p
L
sat
Ecuación 25.Ley de Raoult modificada para el valor de K. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima
edición, 2001).
S
Que se conoce como la ley de Raoult modificada para el valor de K. Si, además,
O
D
A
V
ER
la fase liquida es ideal, entonces γ i =1.0, y
L
S
E
R
OS
H
C
sat
E
R
DE
Ki = pi / p
Ecuación 26.Ley de Raoult para el valor de K. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición,
2001).
Lo que se conoce como la ley de Raoult
exclusivamente de la presión de vapor pi
sat
para el valor de K, que depende
de los componentes de la mezcla.
2.3.13.9 Métodos Aproximados en la Destilación Multicomponente
¾ Método abreviado de fenskeunderwood-gilliland (FUG)
En este método se utiliza la ecuación de Fenske para calcular N m , que es el
número de platos que se requieren para realizar una separación especificada a reflujo
total, o sea, el valor mínimo de N. Las ecuaciones de Underwood se emplean para
estimar la razón de reflujo mínima Rm .La correlación empírica de Gilliland, que se
muestra en la figura # 17,utiliza a continuación esos valores para dar N para cada R
especificado o R para cada N especificado. La siguiente ecuación, desarrollada por
Molokanov y asociados, satisface los fines perseguidos y encaja razonablemente bien
dentro de la curva Gilliland:
96
⎡⎛ 1+ 54.4Ψ ⎞⎛ Ψ −1⎞⎤
N − Nm
=1− exp⎢⎜
⎟⎜ 0.5 ⎟⎥
N +1
11
+
117
.
2
Ψ
⎝
⎠⎝ Ψ ⎠⎦
⎣
Ecuación 27. Ecuación de molokanov. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Donde Ψ = (R − Rm ) / (R + 1) .
S
O
D
A
Vcomo sique:
R
La ecuación de reflujo total de Fenske se podrá
escribir
E
S
E
R
S
HO
C
E
DER ⎛ xi ⎞
N ⎛ xi ⎞
⎜⎜ ⎟⎟ = (α i ) m ⎜⎜ ⎟⎟
⎝ xr ⎠
⎝ xr ⎠ B
Ecuación 28.Ecuación de Fenske(Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
O Como
⎡⎛ Dx ⎞ ⎛ Bx ⎞ ⎤
Log⎢⎜⎜ D ⎟⎟ ⎜⎜ B ⎟⎟ ⎥
⎢⎣⎝ BxB ⎠i ⎝ DxD ⎠r ⎥⎦
Nm =
Logαi
Ecuación 29.Ecuacion de Fenske para calcular el numero de platos que se requieren para realizar una
separación especificada a reflujo total. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Donde i es cualquier componente y r es el componente de referencia escogido
arbitrariamente en la definición de las volatilidades relativas.
αi =Ki / Kr = yrxr / yrxi
El valor particular de α i es el valor efectivo definido en términos de valores para
cada etapa en la columna por medio de
97
αN =αNαN−1......
α2α1
Las Ecuaciones 28 y 29 son relaciones rigurosas entre las separaciones
S
O
D
A
V
valor correcto de α se debe estimar siempre,
yR
es ahí donde interviene
E
S
E
R
S
aproximación. Se estima por lo común
HOa partir de
C
E
DER
obtenidas para los componentes i y r en una columna a reflujo total. Sin embargo, el
i
la
α = (α sup erior α inf erior )
1/ 2
Ecuación 30.Aproximación para calcular el valor correcto de volatilidad relativa. (Perry, manual del
ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Figura # 17: Comportamiento de los métodos de cálculos rigurosos. (Correlación de Guilliland, manual
del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Las ecuaciones de reflujo mínimo de Underwood de interés principal son aquellas
que se aplican cuando alguno de los componentes no aparecen en el destilado o en el
producto de cola a reflujo mínimo. Estas ecuaciones son:
98
∑
i
x i ( x i D )m
= Rm + 1
xi − Θ
Ecuación 31.Reflujo mínimo de Underwood. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición,
2001).
Y
O
D
A
V
ER
S
E
R
xHi O
xiS
,F
C
∑
E x − Θ =1−
R
E
i
D
i
S
q
Ecuación 32. Reflujo mínimo de Underwood. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición,
2001).
La volatilidad relativa α i se define mediante la Ecuación 30; RM es la razón de
reflujo mínimo
2.3.13.10
(LN +1 / D )min , y
Métodos
q describe la condición térmica de la alimentación.
Rigurosos
para
Separaciones
en
Destilación
Multicomponente
La disponibilidad de grandes ordenadores digitales hace posibles las soluciones
rigurosas de los modelos de etapas de equilibrio, para columna de destilación
multicomponente y de etapas múltiples, hasta un grado de exactitud limitado
exclusivamente por la precisión de los datos de entalpia y de equilibrio de fases. El
tiempo y costo para obtener dichas soluciones es muy bajo, en comparación con el
costo de las soluciones manuales. Se dispone de métodos que pueden resolver con
precisión casi cualquier tipo de problema de destilación en forma rápida y eficiente.
99
¾ Método de THIELE-GEDDES de etapa por etapa para destilación simple
Antes de disponer de ordenadores digitales, los métodos manuales más utilizados
para el cálculo riguroso de la destilación simple fueron los de Lewis y Matheson (LM) y
el de Thiele y Geddes (TG), en los que las ecuaciones de las etapas de equilibrio se
O
D
A
V
ER
S
resuelven una por una utilizando técnicas de partición. El primero es un método de
diseño, en el cual se determina el número de etapas para una separación especifica
S
E
R
OS
entre dos componentes clave. Por consiguiente, es un método riguroso análogo al
H
C
E
R
DEde los componentes entre el destilado y los fondos para un
predice la distribución
método abreviado de FUG. El método de TG es un método de evaluación, en el que se
número especificado de etapas. Por tanto, el método de TG e suma analogía rigurosa
del método de SB.
Tanto los métodos de LM como de TG presentan dificultades numéricas que, en
ciertos casos, pueden evitar la convergencia. El cálculo etapa por etapa que se utiliza
en el método de LM procede de la parte superior hacia abajo y del fondo hacia arriba y
esta sujeto agrandes errores de truncamiento, si la volatilidad de los componentes
difiere mucho .En el método de TG se evita esta dificulta, pero surgen inestabilidades
numéricas tan pronto como el calculo etapa por etapa cruza una etapa de alimentación.
En consecuencia, un termino de diferencia aparece en las ecuaciones y, en ocasiones,
esto da por resultado una pérdida importante de dígitos significativos, lo que hace que
le método de TG sea básicamente inadecuado para las columnas con alimentación
múltiple.
¾ Métodos DENTRO-FUERA
Otros métodos rigurosos emplean una gran proporción de su esfuerzo de cálculo
durante cada iteración en el cálculo de los valores de K, entalpias y derivadas. Boston y
Sulivan han desarrollado un algoritmo que reduce significativamente dicho esfuerzo.
Las ecuaciones de MESH se resuelven en un ciclo interno utilizando ecuaciones
100
simples y aproximadas para los cálculos del valor de k y entalpias. Las constantes
empíricas de estas ecuaciones se determinan, y más infrecuentemente se actualizan, a
partir de correlaciones de K y entalpia más rigurosa, pero más complejas, en un ciclo
externo, empleando a su vez composiciones y temperaturas calculadas del ciclo interno.
Por esto. El método se llama método dentro- fuera. Las variables de iteración para el
O
D
A
V
ER
S
ciclo exterior son las constantes de las ecuaciones aproximadas de las propiedades
termodinámicas del ciclo interno. Las variables de iteración para el ciclo interno están
Sde
E
R
OS
relacionadas con los factores de agotamiento
H
C
E
R
E séptima edición, 2001).
DQuímico
manual del ingeniero
la etapa j, KiJVJ/LJ, para los
componentes i, los cuales emplean los parámetros de volatilidad y energía. (Perry,
2.3.14 Torres de Platos
Las torres de platos son cilindros verticales en que el líquido y el gas se ponen en
contacto en forma de pasos sobre platos o charolas, tal como lo muestra
esquemáticamente la figura # 18. Para un tipo (platos de capucha). El líquido entra en
la parte superior y fluye en forma descendente por gravedad. En el camino, fluye a
través de cada plato y a través de un conducto, al plato inferior. El gas pasa hacia
arriba, a través de orificios de un tipo u otro en el plato; entonces burbujea a través del
líquido para formar una espuma, se separa de la espuma y pasa al plato superior. El
efecto global es un contacto múltiple a contracorriente entre el gas y el líquido, aunque
cada plato se caracteriza por el flujo transversal de los dos. Cada plato en la torre es
una etapa, puesto que sobre el plato se ponen los fluidos en contacto íntimo, ocurre la
difusión interfacial y los fluidos se separan. El número de platos teóricos o etapas en el
equilibrio en una columna o torre sólo depende de lo complicado de la separación que
se va a llevar a cabo y sólo está determinado por el balance de materia y las
consideraciones acerca del equilibrio. La eficiencia de la etapa o plato y por lo tanto, el
número de platos reales se determina por el diseño mecánico utilizado y las
condiciones de operación. Por otra parte, el diámetro de la torre depende de las
cantidades de líquido y gas que fluyen a través de la torre por unidad de tiempo. Una
101
vez que se ha determinado el número de etapas en el equilibrio o platos teóricos
requeridos, el problema principal en el diseño de la torre es escoger las dimensiones y
arreglos que representarán la mejor combinación de varias tendencias opuestas; en
efecto, por lo general las condiciones que llevan a elevadas eficiencias de platos
también conducen finalmente a dificultades en la operación.
S
O
D
A
V
Con el fin de que la eficiencia de etapas o platos
sea elevada, el tiempo de
R
E
S
E
contacto debe ser largo (de tal forma S
queR
se permita que suceda la difusión) y la
O
H
ECfases debe ser grande; además, se requiere que la
superficie interfacial entre
las
R
E
D
turbulencia sea de intensidad relativamente alta para obtener elevados coeficientes de
transferencia de masa. Con el fin de que el tiempo de contacto sea prolongado, la
laguna líquida sobre cada plato debe ser profunda, de tal modo que las burbujas de gas
tarden un tiempo relativamente largo para ascender a través del líquido.
102
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 18: Sección esquemática a través de una torre de platos perforados.
(Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
Cuando el gas se burbujea lentamente a través de los orificios en el plato, las
burbujas son grandes, la superficie interfacial por unidad de volumen de gas es
pequeña, el líquido esta relativamente tranquilo y gran parte del mismo puede pasar
sobre el plato sin siquiera haberse puesto en contacto con el gas.
Por el contrario, cuando la velocidad del gas es relativamente elevada, se
dispersa totalmente en el líquido, el cual a su vez es agitado hasta formar una espuma.
Esto proporciona aéreas interfaciales grandes. Por lo tanto, para que los platos sean de
eficiencia elevada, se requieren lagunas profundas del líquido y velocidades
relativamente elevadas del gas.
103
Sin embargo, estas condiciones provocan varias dificultades. Una dificultad, es la
entrada mecánica de gotas del líquido en la corriente ascendente del gas. A
velocidades elevadas del gas, cuando el gas se desprende de la espuma, pequeñas
gotas del líquido serán acarreadas por el gas al plato superior. El líquido acarreado en
O
D
A
V
ER
S
esta forma hacia la parte superior de la torre, reduce el cambio de concentración que se
realiza mediante la transferencia de masa y, en consecuencia, afecta la eficiencia del
S
E
R
OS
plato. De esta manera, la velocidad del gas puede limitarse por la reducción en la
H
EC
R
E
D
eficiencia del plato debida al arrastre del líquido en forma de gotas.
Mas aún, tanto las profundidades elevadas del líquido como las velocidades
elevadas del gas producen una caída elevada de presión del gas cuando éste fluye a
través del plato; esto a su vez acarrea varias dificultades. En el caso de los
absorbedores y humidificadores, una caída alta de presión eleva la potencia del
ventilador para empujar o arrastrar el gas a través de la torre y, en consecuencia, se
eleva el costo de operación. En el caso de la destilación, la presión elevada en el fondo
de la torre crea altas temperaturas de ebullición, lo que a su vez ocasiona dificultades
en el calentamiento y, posiblemente, daños a compuestos sensibles al calor.
Finalmente, aparecen las dificultades puramente mecánicas. La caída alta de
presión puede llevar directamente a inundaciones. Con una diferencia elevada de
presión en el espacio entre los platos, el nivel del líquido que abandona un plato a
presión relativamente baja y entra a otro plato con presión alta, necesariamente debe
ocupar una posición elevada en las tuberías de descenso, como se muestra en la
Figura # 18 al aumentar la diferencia de presión debido al aumento en la rapidez de
flujo del gas o del líquido, el nivel en la tubería de descenso aumentará más aún para
permitir que el líquido entre en el plato inferior. Finalmente, el nivel del líquido puede
alcanzar el nivel del plato inferior. Un incremento mayor, ya sea en el de flujo del gas o
del líquido, agrava rápidamente la condición, y el líquido puede llenar todo el espacio
entre los platos. Entonces, la torre queda inundada, la eficiencia de los platos disminuye
104
a un valor muy bajo, el flujo del gas es errático y el líquido puede forzarse hacia la
tubería de salida en la parte superior de, la torre.
Para combinaciones de gas-líquido que tienden a formar espumas en forma
excesiva, las velocidades elevadas del gas pueden acarrear la condición de arrastre por
O
D
A
V
ER
S
espuma, que también es una situación inoperante. En este caso, la espuma persiste en
todo el espacio entre los platos y una gran cantidad de líquido es acarreada por el gas
S
E
R
OS
de un plato a otro superior. Esta es una condición exagerada de entrada del líquido al
H
C
E
R
E
líquido aumenta deD
tal manera la caída de presión del gas que causa una inundación.
gas. El líquido acarreado de esta forma recircula entre los platos, y la carga adicional de
Pueden resumirse estas tendencias opuestas como sigue. La profundidad elevada
del líquido en los platos proporciona eficiencias de platos elevadas mediante tiempos
largos de contacto, pero también causa una caída de presión alta por plato. Las
velocidades elevadas del gas, dentro de límites razonables, proporcionan buen contacto
vapor-líquido mediante dispersión excelente, pero ocasionan excesiva entrada del
líquido al gas y una caída alta de presión. Pueden ocurrir otras condiciones
indeseables. A muy baja rapidez del líquido, el gas ascendente a través de los orificios
del plato puede empujar al líquido hacia afuera y es malo el contacto entre el gas y el
líquido. Si el flujo del gas es muy bajo, parte del líquido caerá a través de los orificios
del plato (lloriqueo); a causa de este lloriqueo se fracasará en obtener el beneficio de
flujo completo sobre los platos; además a flujo muy lento del gas, nada del líquido
alcanza las tuberías descendentes (almacenamiento). Las relaciones entre estas
circunstancias se muestran en forma esquemática en la figura # 19. Todos los tipos de
platos están sujetos a alguna de estas dificultades. Los diferentes arreglos,
dimensiones y condiciones de operación que se escogen para el diseño son aquellos
que, según ha demostrado la experiencia, establecen un término medio adecuado. El
procedimiento general de diseño involucra una aplicación relativamente empírica de
esos factores, seguida por un cálculo de verificación para asegurar que sean
105
satisfactorias la caída de presión y la flexibilidad, es decir, la habilidad de la torre para
manejar cantidades de flujo mayores o menores que las previstas.
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
Figura # 19: características de operación de los platos perforados. (Robert E. Treybal, Operaciones de
Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
2.3.15 Características de las Torres
2.3.15.1 Cubiertas y Platos
La torre puede fabricarse de diferentes materiales, según las condiciones de
corrosión encontradas. Se utilizan vidrio, metales vidriados, carbón impermeable,
plásticos y aun madera, pero con mayor frecuencia metales. Para torres metálicas, las
cubiertas son generalmente cilíndricas, debido a su costo.
Con el fin de facilitar la limpieza, las torres de diámetro pequeño tienen orificio
para las manos; las de diámetro grande tienen entradas para una persona, cada décimo
plato aproximadamente.
Los platos generalmente están hechos de hojas metálicas y, si es necesario, de
aleaciones especiales; el espesor depende de la rapidez de corrosión prevista. Los
106
platos deben endurecerse y sujetarse (véase, por ejemplo, la figura # 24); deben unirse
a la cubierta, con el fin de prevenir el movimiento debido a oleadas de gas; de esa
manera, se permitirá la expansión térmica. Esto puede lograrse utilizando anillos para
soportar los platos que tengan orificios con cerraduras de ranura (mediante los anillos
se sujetan los platos). Los platos grandes deben tener entradas para personas (véase
O
D
A
V
ER
S
figura # 24) de forma que un hombre pueda trepar de un plato a otro para hacer
reparaciones o limpieza. Los platos deben instalarse en forma nivelada dentro de un
S
E
R
OS
rango de 6 mm para favorecer una buena distribución del líquido.
H
EC
R
E
D
2.3.15.2 Espaciamiamiento Entre los Platos
Generalmente, el espaciamiento entre los platos se escoge con base en la
facilidad para la construcción, mantenimiento y costo; posteriormente se verifica para
evitar cualquier inundación y arrastre excesivo del líquido en el gas. Para casos
especiales en que la altura de la torre es de importancia, se han usado espaciamientos
de 15 cm (6 in). Para todos los diámetros, excepto para los diámetros más pequeños de
la torre, parece que 50 cm (20 in) es un mínimo aceptable desde el punto de vista de la
limpieza de los platos.
2.3.15.3 Diámetro de la Torre
El diámetro de la torre y, en consecuencia, su área transversal debe ser lo
suficientemente grande para manejar el flujo del gas y del líquido dentro de la región de
operación satisfactoria de la figura # 19. Con respecto a un tipo dado de plato en la
inundación, la velocidad superficial del gas VF (flujo volumétrico del gas Q/sección
transversal neta para el flujo AN) está relacionada con las densidades del fluido
mediante:
107
Ecuación 33.Velocidad superficial del gas. (Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia de Masa
Segunda Edición, 1980).
S
O
D
A
V
R
área tomada en las tuberías de descenso (AdS
en
el
caso de un plato de flujo
E
E
R
S
transversal, como en la figura # 18).
CF
es
una
constante
empírica, cuyo valor depende
O
H
C
del diseño del plato.
EREapropiadamente pequeños de (V) se utilizan en el diseño
DValores
La sección transversal neta A, es la sección transversal de la torre A, menos el
real; para líquidos que no hacen espuma, es normal un valor del 80 al 85% de VF (75
por ciento o menos para líquidos que hacen espuma), valor sujeto a verificación con
respecto a las características de arrastre del líquido en el gas y a la caída de presión.
Ordinariamente, el diámetro escogido de esta forma será adecuado, aunque
ocasionalmente el flujo del líquido puede ser una limitación. Un plato de flujo transversal
de un solo paso bien diseñado puede generalmente manejar hasta 0.015 m3/s de
líquido por metro de diámetro de torre (q/T = 0.015 m3/m. s = 0.165 ft3/ft. s). En la
mayoría de las instalaciones, el costo hace impráctico variar el diámetro de la torre de
un lado a otro de la misma para ajustar variaciones en el flujo del gas o del líquido; se
utilizan las cantidades máximas de flujo para fijar un diámetro uniforme. Cuando la
variación en los flujos son tales que se indican un 20 por ciento de diferencia en el
diámetro para la sección superior e inferior, dos diámetros pueden resultar
probablemente económicos.
El diámetro requerido de la torre puede disminuirse utilizando un mayor
espaciamiento de los platos, de tal forma que el costo de la torre, que depende tanto de
la altura como del diámetro, se vuelve mínimo con cierto espaciamiento óptimo.
108
2.3.15.4 Vertederos
El líquido se lleva de un plato al siguiente mediante los vertederos. Estos pueden
ser tuberías circulares o, de preferencia, simples partes de la sección transversal de la
torre eliminada para que el líquido fluya por los platos verticales, como en la figura # 18.
O
D
A
V
ER
S
Puesto que el líquido se agita hasta formar una espuma sobre el plato, debe permitirse
que permanezca un tiempo adecuado en el vertedero para permitir que el gas se
S
E
R
OS
separe del líquido, de tal forma que sólo entre líquido claro en el plato inferior. El
H
C
E
R
DEplato; así se evita que el gas ascienda por el vertedero para
una al líquido en ese
vertedero debe colocarse lo suficientemente cerca del plato inferior como para que se
acortar el camino hacía el plato superior. Pueden utilizarse recipientes cerrados o
diques de retención, como en la figura # 19, pero es mejor evitarlos (véase a
continuación), especialmente si existe tendencia a acumular sedimentos. Si se utilizan
dichos recipientes, deben utilizarse orificios de goteo (pequeños orificios a través del
plato) en los diques de retención para facilitar el desalojo de la torre cuando no se
utiliza.
Figura # 20: Arreglo de envase sellado. (Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia de Masa
Segunda Edición, 1980).
109
2.3.15.5 Derramaderos
La profundidad del líquido sobre el plato, requerida para el contacto con el gas, se
mantiene mediante un derramadero, que puede ser o no una continuación del plato de
descenso. Los derramaderos rectos son los más comunes; los derramaderos de
S
O
D
A
Vtambién al alejamiento del
las variaciones en el flujo del líquido y en consecuencia,
R
E
S
E
R
plato de la posición nivelada; las represas
circulares, que son extensiones de las
S
O
Hvertederos,
C
E
tuberías circulares utilizadas
como
no se recomiendan. Los derramaderos
ER
D
interiores (figura # 20) pueden ocasionar el salto hidráulico del líquido y generalmente
ranuras múltiples en V mantienen una profundidad del líquido que es menos sensible a
no se recomiendan. Con el fin de asegurar una distribución razonablemente uniforme
del flujo del líquido en un plato de un paso, se utiliza un diámetro de derramadero de 60
a 80 por ciento del diámetro de la torre.
2.3.15.6 Flujo de Líquidos
En la figura # 21 se muestran varios de los esquemas que se utilizan comúnmente
para dirigir el flujo del líquido sobre los platos. El flujo inverso puede utilizarse en torres
relativamente pequeñas, pero hasta ahora el rearreglo más común es el del plato de
flujo transversal de un solo paso que se muestra en la figura # 21 b. Para torres de
diámetro grande, puede utilizarse el flujo radial o dividido, figura # 21 c,d, aunque se
debe tratar de utilizar el plato de flujo transversal debido a su menor costo. Una
variación reciente de la figura # 21 C utiliza vertederos en forma de anillo concéntrico
con respecto a la estructura de la torre en lugar de las tuberías de esta figura. Los
platos equipados con capuchas (tratados a continuación), que requieren que el líquido
fluya grandes distancias, llevan a gradientes indeseables de profundidad del líquido.
Para torres con diámetros muy grandes que contienen este tipo de platos, se han
utilizado diseños de cascada con varios niveles, cada uno de los cuales posee su
propio derramadero (figura # 21 e), pero su costo es considerable. Se han construido
110
columnas comerciales hasta de 15 m (50 ft) de diámetro. Los platos de doble paso son
comunes para diámetro de 3 a 6 m; hay platos de más pasos para diámetros mayores.
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 21: arreglos de platos, las flechas muestran la dirección del flujo del líquido. (Robert E. Treybal,
Operaciones de Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
2.3.15.7 Platos de Capucha
En estos platos, figura # 22 y 23, chimeneas o elevadores llevan el gas a través
del plato y por debajo de las capuchas que coronan los elevadores. Una serie de
ranuras están cortadas en el bordo de cada capucha, y el gas pasa a través de éstas
para ponerse en contacto con el líquido que fluye a través de las mismas. La
profundidad del líquido es tal que las capuchas están cubiertas o casi cubiertas.
111
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 22: Diseño típico de capucha. (Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia de Masa
Segunda Edición, 1980).
Los platos de capucha se han utilizado por mas de 150 años; durante el periodo
de 1920-1950, prácticamente todas las nuevas torres de platos los utilizaron. Ofrecen la
ventaja de que pueden manejar rangos muy amplios de flujos del líquido y del gas (la
relación entre el flujo de diseño y el flujo mínimo es la relación de rechazo).
Actualmente, las nuevas instalaciones han abandonado los platos de capucha debido a
su costo, el cual es aproximadamente el doble que el de los platos perforados, de flujo a
contracorriente y de válvula.
112
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 23: arreglo típico de un plato de capucha. (Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia de
Masa Segunda Edición, 1980).
2.3.15.8 Platos Perforados
Se han conocido casi desde la misma época que los platos de capucha, pero no
fueron muy aceptables durante la primera mitad de este siglo. Sin embargo, su bajo
costo ha hecho que se conviertan en los platos más importantes.
En la figura # 24 se muestra una sección vertical y una visión general, en forma
esquemática. La parte principal del plato es una hoja horizontal de metal perforado,
transversal al cual fluye el líquido; el gas pasa en forma ascendente a través de las
perforaciones. El gas, dispersado por las perforaciones, expande al líquido en una
espuma turbulenta, que se caracteriza por una superficie interfacial muy grande con
respecto a la transferencia de masa. Los platos están sujetos a inundaciones, debido a
la elevación del líquido en los vertederos o a un excesivo arrastre del líquido en el gas
por espumado, como se describió antes.
113
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 24: Plato perforado para un flujo transversal. (Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia
de Masa Segunda Edición, 1980).
Figura # 25: Diagrama esquemático de un plato perforado de flujo transversal. (Robert E. Treybal,
Operaciones de Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
114
2.3.15.9 Platos Linde
Estos diseños han tenido mejoras tanto en el diseño de las perforaciones como en
el acomodo de los platos. En la figura # 26 a se muestra lo que se llama el plato
S
O
D
A
V
R
líquido. Los “canales”, distribuidos a través del plato,
no sólo reducen el gradiente
E
S
E
R
S
hidráulico en platos grandes (de más
de
10
m
de diámetro. Por lo contrario, están
O
H
C
distribuidos de tal D
forma
ERqueEtambién modifican la dirección del flujo del líquido para
“acanalado”, una innovación en el patrón de las perforaciones para modificar el flujo del
eliminar áreas estancadas y lograr, hasta donde sea posible, un flujo tapón deseable
del líquido a través del plato. En la figura # 26 b se muestra un “promotor de burbujeo” o
un área perforada inclinada en la entrada del líquido al plato. El “promotor” reduce el
lloriqueo excesivo y producen una espuma más uniforme en todo el plato. Los
vertederos múltiples de la figura # 27 a no están cerrados al líquido en el plato inferior;
antes bien, el líquido se acarrea a través de canales en el fondo hasta espacios entre
los vertederos sobre el plato inferior. El plato de flujo paralelo de la figura # 27 b está
diseñado de tal forma que el líquido en todos los platos, en la mitad de la torre, fluye de
la derecha a la izquierda; sobre los platos en la otra mitad, fluye de izquierda a derecha.
Este arreglo se aproxima al llamado Lewis Case II y produce una mejor eficiencia de
Murphree del plato.
Figura # 26: platos perforados de linde:(a) plato perforado ranurado;(b) promotor de burbujeo. (Robert E.
Treybal, Operaciones de Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
115
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
E
DOperaciones
Treybal,
de Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
Figura # 27: arreglo de los platos Linde:(a) vertederos múltiples;(b) plato de flujo paralelo. (Robert E.
2.3.15.10 Platos de Válvulas
Estos son platos perforados con grandes aberturas variables (aproximadamente
35-40 mm de diam.) para el flujo del gas. Las perforaciones están cubiertas con
capuchas móviles que se elevan cuando aumenta el flujo del gas. A velocidades bajas
del gas aunadas a pequeñas aberturas, la tendencia al lloriqueo se reduce. A
velocidades elevadas del gas, la caída de presión del gas permanece baja, pero no
tanto como en los platos perforados. En la figura # 28 se muestra el diseño de la válvula
Glitsch Ballast Tray; otros diseños bien conocidos son los siguientes: Koch Flexitray,
Nutter Float- Valve
y la válvula de Wyatt. La eficiencia de los platos parece ser
aproximadamente la misma que la de los platos perforados con perforaciones de 6 mm.
(Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia de Masa Segunda Edición, 1980).
116
O
D
A
V
ER
S
E
R
S Edición, 1980).
de Masa O
Segunda
H
C
ERE
S
Figura # 28: Diseño de la válvula de plato de Gliesch. (Robert E. Treybal, Operaciones de Transferencia
D
2.3.16 Intercambiadores de Calor
Los cambiadores de calor son tan importantes y tan ampliamente utilizados en los
procesos industriales que su diseño se encuentra muy desarrollado. Las normas
recogidas y aceptadas en el TEMA comprenden con todo detalle tanto materiales, como
métodos de construcción, técnicas de diseño y dimensiones de los cambiadores.
2.3.16.1 Cambiadores de Paso Simple l-l. El cambiador de calor sencillo de
tubos concéntricos que se muestra en la Figura # 29 resulta inadecuado cuando se
trata de caudales que no pueden hacerse por un número de tubos reducidos. En
cambio si se utilizan varios cambiadores de calor en paralelo, el material requerido para
los tubos exteriores resultaría tan grande que la construcción de carcasa y tubos que se
muestra en la Figura # 30, donde una sola carcasa comprende muchos tubos, resultaría
económica. Este cambiador, donde hay un paso del lado de la carcasa y un paso del
lado de los tubos, recibe el nombre de cambiador l-l.
117
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 29: cambiador de calor de tubos concéntricos. . (Mc Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott,
operaciones unitarias en Ingeniería química cuarta edición ,1991).
H
EC
R
E
D
Figura # 30: Cambiador de calor en contracorriente de paso simple 1-1: A, placas deflectoras; B, tubos;
C, varillas-guía; D, D; placas tubulares; E, tubos espaciadores. (Mc Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott,
operaciones unitarias en Ingeniería química cuarta edición ,1991).
En un cambiador de calor los coeficientes de transmisión de calor del lado de la
carcasa y del lado de los tubos son de importancia comparable, y es preciso que ambos
sean elevados si quiere obtenerse un coeficiente global satisfactorio.
La velocidad y el régimen turbulento del fluido que circula por la carcasa tienen
tanta importancia como las del líquido que circula por los tubos. Para favorecer el flujo
cruzado y aumentar la velocidad media del fluido en la carcasa, se instalan placas
deflectoras. En la construcción que se muestra en la Figura # 30, las placas deflectoras
A son discos circulares de chapa metálica seccionada en un lateral. Normalmente esta
sección es un segmento circular de altura igual a la cuarta parte del diámetro interior de
118
la carcasa. Tales placas reciben el nombre de placas deflectoras del 25 por 100. Las
placas también están perforadas para recibir los tubos. Para minimizar las fugas, la luz
entre placas, carcasa y tubos ha de ser muy pequeña. Las placas están soportadas por
una o más varillas-guía C que se fijan entre las placas tubulares D y D’ mediante
tornillos de presión. Con el fin de lijar las placas deflectoras en su sitio, se introducen en
O
D
A
V
ER
S
la varilla C pequeños trozos de tubo E. Para el montaje de un cambiador de este tipo es
preciso colocar primero las placas tubulares, las varillas de soporte, los espaciadores y
S
E
R
OS
las placas deflectoras, e instalar después los tubos. El prensaestopas del extremo
H
C
E
R
DE pequeñas.
adecuada para carcasas
derecho de la Figura # 30 permite la expansión. Esta construcción sólo resulta
2.3.16.2 Cambiadores de Calor l-2 de Flujo Paralelo-Contracorriente. El
cambiador de Calor l-l posee limitaciones. Con la construcción de paso múltiple se
pueden utilizar velocidades más elevadas, tubos más cortos, y resolver más fácilmente
el problema de la expansión. La construcción de paso múltiple disminuye la sección
transversal libre para el fluido y aumenta su velocidad, dando lugar al correspondiente
aumento del coeficiente de transmisión de calor. Las desventajas son: (1) el cambiador
es ligeramente más complicado, y (2) aumentan las pérdidas por rozamiento a través
del equipo debido a las mayores velocidades y al aumento de las pérdidas en la entrada
y la salida. Por ejemplo, la velocidad media en los tubos en un cambiador de cuatro
pasos es cuatro veces mayor que en un cambiador de paso simple que tenga el mismo
número y tamaño de tubos operando con la misma velocidad de flujo del líquido. El
coeficiente del lado de los tubos de un cambiador de calor de cuatro pasos es
aproximadamente 40.8 = 3,03 veces el del cambiador de paso sencillo, o aun mayor si la
velocidad en la unidad de un solo paso es suficientemente baja para dar lugar a flujo
laminar. La caída de presión por unidad de longitud es 41.8 veces mayor, y la longitud
aumenta cuatro veces; en consecuencia, la pérdida total por rozamiento es 42.8 = 48,5
veces la de la unidad de un solo paso, sin incluir las pérdidas adicionales de expansión
y contracción. El diseño más económico corresponde a una velocidad en los tubos tal
que el aumento del coste de bombeo es compensado favorablemente por la
119
disminución en el coste del aparato. Una velocidad demasiado baja ahorra potencia de
bombeo pero conduce a un cambiador demasiado grande (y, por tanto, muy costoso).
Una velocidad excesivamente elevada da lugar a una disminución del coste inicial del
cambiador que no compensa el aumento del coste de potencia. En los cambiadores de
paso múltiple se utiliza un número par de pasos en el lado de los tubos. En el lado de la
O
D
A
V
ER
S
carcasa puede haber un solo paso o paso múltiple. Una construcción frecuente es la de
cambiadores l-2 de flujo paralelo-contracorriente, donde el líquido del lado de la carcasa
S
E
R
OS
fluye en un paso y el líquido del lado de los tubos lo hace en dos pasos. En la Figura #
H
EC
R
E
D
31 se muestra un cambiador de este tipo.
Figura # 31: Cambiador 1-2 de flujo paralelo-contracorriente. (Mc Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott,
operaciones unitarias en Ingeniería química cuarta edición ,1991).
.
2.3.16.3 Cambiador 2-4. El cambiador l-2 posee una limitación importante. Puesto
que el flujo es en paralelo, el cambiador no permite que la temperatura de uno de los
fluidos a la salida sea próxima a la temperatura del otro fluido a la entrada. Otra forma
de enunciar la misma limitación consiste en afirmar que la recuperación de calor en un
cambiador 1-2 es necesariamente mala.
Se puede obtener una mejor recuperación incorporando una placa longitudinal
para conseguir dos pasos en la carcasa. Un cambiador 2-2 de este tipo opera de forma
similar a un cambiador de calor de tubos concéntricos, pero debido al coste de la placa
del lado de la carcasa, los cambiadores 2-2 no son muy utilizados. Mucho más
120
frecuente es el cambiador 2-4, que tiene dos pasos del lado de la carcasa y cuatro
pasos del lado de los tubos. Este tipo de cambiadores también conducen a mayores
velocidades y a un coeficiente global de transmisión de calor mayor que el de un
cambiador de calor l-2 con dos pasos del lado de los tubos que opera con las mismas
velocidades de flujo. En la Figura # 32 se muestra un ejemplo de cambiador 2-4. (Mc
O
D
A
V
ER
S
Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott, operaciones unitarias en Ingeniería química cuarta
edición ,1991).
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
Figura # 32: Cambiador 2-4. (Mc Cabe, Julian C. Smith, Peter Harriott, operaciones unitarias en
Ingeniería química cuarta edición ,1991).
2.3.16.4 Rehervidores
Son intercambiadores de calor que se conectan a la base de una torre
fraccionadora proporcionando el calor requerido para la ebullición necesaria en la
destilación. El medio de calentamiento puede ser vapor o un fluido caliente proveniente
del proceso.
Los rehervidores para fraccionamiento de hidrocarburos livianos se pueden dividir
en tres categorias o tipos:
-Rehervidores Internos
-Rehervidores Externos"Tipo Kettle"
-Rehervidores Externos"Tipo intercambiadores de calor"
121
Este ultimo tipo se puede clasificar en rehervidores de circulación natural
o"Termosifon" y de circulación forzada. Los rehervidores del tipo intercambiador de
calor se muestran en la Figura # 33.
En el diseño estos rehervidores, tipo intercambiador de calor, se deben ubicar
O
D
A
V
ER
S
entre 2 a 3 metros por debajo de la parte inferior de la columna para proveer una
adecuada circulación térmica. (www.ingenieriaquimica.org,2008)
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
Figura # 33: tipos de rehervidores. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
2.3.16.5 Intercambiadores de Calor Refrigerados por Aire
A medida que el agua de refrigeración se hace más escasa y los controles de
contaminación más exigentes, aumenta el uso de cambiadores de calor enfriados con
aire. Consisten en bancadas de tubos horizontales con aletas, típicamente de 1 pulg de
diámetro y 8 a 30 pies de longitud, a través de los cuales circula aire impulsado por un
gran ventilador. Los fluidos calientes que circulan por los tubos, a temperaturas desde
200 hasta 800 °F o más, se pueden enfriar hasta unos 40 °F por encima de la
temperatura del aire. Las superficies de transmisión de calor, tomadas sobre la base
122
exterior de los tubos, varían entre 500 y 5000 pie2; las aletas multiplican este valor por
un factor de 7 a 20. El aire circula entre los tubos con velocidades de 10 a 20 pies, %.
Tanto la caída de presión como el consumo de energía son bajos, pero a veces para
reducir el ruido del ventilador hasta un nivel aceptable, la velocidad del ventilador
resulta inferior a la correspondiente al consumo mínimo de potencia. En el caso de
O
D
A
V
ER
S
condensadores enfriados por aire, los tubos generalmente están inclinados. (Mc Cabe,
Julian C. Smith, Peter Harriott, operaciones unitarias en Ingeniería química cuarta
edición ,1991).
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
Figura # 34: intercambiador de calor refrigerado por aire. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
2.3.17
Variables que Influyen en la Operación de una Columna de
Destilación
Algunas de las variables que influyen en la operación de una columna son las
siguientes: presión de la columna, caudal y temperatura de reflujo, variación en la
composición de la alimentación, y calor del rehervidor.
La selección adecuada de estas variables mejorara la calidad y cantidad de los
productos. El cambio de una de las variables afecta el valor de las otras, de donde se
hace importante entender el efecto de cambiar una variable.
123
a) Presión de la columna
La presión afecta el grado de separación de la mezcla, porque cambia la
volatilidad relativa, a mayor presión menor volatilidad relativa y, por lo tanto, más difícil
la separación, se debe operar a la menor presión posible, para aumentar volatilidad y
O
D
A
V
ER
S
gastar menor energia en la separación. Si la capacidad de la columna esta limitada por
el área del condensador, un aumento en la presión, aumentara la diferencia
S
E
R
OS
de
temperatura disponible del condensador, si la capacidad de la columna esta limitada por
H
EC
R
E
D
la carga calorífica, un aumento en la presión de la columna aumentara la capacidad de
la misma.
La contaminación del producto del tope, se controla mas efectivamente
aumentando la presión antes que la tasa de reflujo.
b) Caudal y temperatura de reflujo
La cantidad de reflujo afecta la calidad del producto y la capacidad de la columna,
ya que aumenta el grado de separación y la carga calórica de la misma, lo cual afecta la
eficiencia del plato.
Un reflujo subenfriado, requiere mayor cantidad de energia para vaporizar.
Excesivo reflujo produce inundación y por ende mala separación en los platos. Para
pequeños cambios en la composición de la alimentación, se recomienda mantener el
caudal de reflujo constante, o aumentarla máximo un 15% de la caudal mínimo de
operación y hacer los ajustes en el rehervidor.
En columnas operando a tasa máxima, cualquier oleaje en el reflujo puede causar
inundación en los platos del tope y la torre deja de fraccionar. En una columna en
equilibrio y en especificación (tope y fondo), al aumentar la temperatura del fondo, se
debe aumentar el reflujo para evitar contaminación del producto de tope; caso contrario,
124
al bajar la temperatura del fondo, se debe cortar el reflujo para evitar contaminación en
el producto de fondo, ya que existen menos vapores para despojamiento.
c) Variación en la composición de la alimentación
O
D
A
V
ER
S
En condiciones extremas, la variación de la composición de diseño puede reducir
la capacidad de la planta, o aun más, hacer físicamente imposible producir los
productos en especificación.
Por ejemplo
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
D
el aumento de un
10% de propano en la composición en un
despropanizado, obliga a disponer de 1 a 2 platos adicionales, o al aumento del 33%
del caudal de reflujo. Si no existen estas alternativas seria necesario bajar la
alimentación de la torre hasta darle flexibilidad al manejo de la columna.
De la misma manera, el aumento de componentes livianos en una torre afecta la
capacidad de condensación y la presión de la torre por lo que, en algunos casos, es
necesario colocar una torre estabilizadora antes, para asegurar la pureza del producto.
d) Calor del rehervidor
Una cantidad de calor no controlada por alta o por baja, afecta la operación puesto que,
un excesivo calor alterara todas las variables antes mencionadas, incrementando así
los gastos de operación, tiempo y energía consumida, adicionalmente se presentaran
productos fuera de especificación. Cuando estamos en el caso contrario (situación
extrema), donde la temperatura es demasiado baja se hace imposible vaporizar
adecuadamente el producto que se desea fraccionar (http://ingqca.blogspot.com,2008).
2.3.18 Simulación de Procesos
Según D. Jerez y F. Morales (2002); la simulación de procesos permite predecir el
125
comportamiento de un proceso utilizando relaciones de ingeniería tales como balances
de materia y energía, relaciones de equilibrio químico y de fases y datos cinéticos.
Teniendo una base termodinámica confiable, condiciones de operación según diseño y
modelos fieles de las operaciones unitarias, es posible simular el comportamiento real
de plantas completas o de cualquier sistema y obtener las respuestas ante cualquier
O
D
A
V
ER
S
cambio en el proceso. Esto demuestra la gran importancia de la simulación durante
todo el ciclo de vida del proceso desde la investigación y desarrollo, pasando por
S
E
R
OS
ingeniería de procesos y diseños, hasta la operación y producción.
H
C
E
R
DE Utilizadas para el Estudio
2.3.19 Herramientas
Antes de 1950 los cálculos de procesos se realizaban manualmente, y de forma
rigurosa sólo para el chequeo de su diseño final. El posterior uso de las computadoras
revertió completamente los procedimientos de diseño; cálculos rigurosos de procesos
relativamente simples, que usualmente tomaban semanas en realizarse, podrían ser
resueltos mediante el uso de programas de simulación solucionando complejos
sistemas de ecuaciones matemáticas de manera rápida y eficiente.
Existe un gran desarrollo en lo referente a programas de simulación dependiendo
de las necesidades del usuario. En el caso de la industria del gas, los más utilizados
son:
1. Simuladores para redes de tuberías (redes de distribución) como Pipephase e
Inplant, ambos desarrollados por la compañía Simulation Sciences Inc.
2. Simuladores para redes de tuberías simples o complejas (manejo de
gasoductos) que permiten predecir el comportamiento del gas en estado transitorio y/o
dinámico como TGNET, desarrollado por la compañía Scientific Software Intercomp Inc
(SSI).
126
3. Simuladores de procesos como HYSYS Process desarrollado por Hyprotech Inc
y PRO/II Provisión desarrollado por Simulation Sciences Inc.
Adicionalmente, existen programas de cálculo para la evaluación hidráulica de
torres de platos o empacadas como KG TOWER desarrollado por la compañía de
O
D
A
V
ER
S
ingeniería Koch- Glitsch, Inc y el Software SULCOL creado por la compañía Sulzer.
2.3.20 Simulador HYSYS
S
E
R
OS
H
C
E
R
DE de estar diseñado en un lenguaje interactivo que permite
Tiene la particularidad
fácil instalación y manejo de las operaciones unitarias del proceso, entre sus opciones
principales cuenta con una hoja
de trabajo (Work Sheet) que permite una rápida
identificación de las condiciones y propiedades de las corrientes involucradas en el
proceso donde se permite cambiar de una manera sencilla los valores de composición,
flujos, temperaturas y presiones en las corrientes especificadas.
Provee un diagrama de flujo del proceso donde mediante comandos específicos
presenta las condiciones de presión, temperatura, flujos, entalpias y composición de las
corrientes. Presenta también una opción de utilidades, dentro de las cuales destacan
las de configuración
de unidades, presentación de curvas de P-T-H-V
para cada
corriente, análisis de intercambiadores, entre otras. Otra opción muy importante es la de
operaciones, de las cuales presenta intercambiadores de calor, alentadores, enfriadores
tipo caja fría, compresores, reactores (ciertos tipos), división y mezclas de corrientes,
operaciones de reciclo, entre otras.(www.aspentech.com/hysys/.)
2.3.21 Modelos Termodinámicos
Los modelos termodinámicos permiten especificar los distintos procedimientos de
cálculo de las propiedades termodinámicas, por lo tanto, para asegurar el éxito de la
simulación es necesario seleccionar el método correcto. En la industria del
127
procesamiento del gas natural los métodos termodinámicos más empleados son las
ecuaciones de Soave-Redlich-Kwong (SRK) y Peng Robinson (PR), por ser
relativamente sencillas y aplicables en un amplio rango de presión y temperatura.
SOAVE-REDLICH- KWONG (SRK)
O
D
A
V
ER
S
La ecuación de estado de SRK, es una modificación de la ecuación de Redlich-
S
E
R
OS
Kwong publicada por Giorgio Soave en 1972, con el fin de predecir más
H
C
E
R
DE de mezcla de hidrocarburos no polares, sobre un amplio rango
usada para una variedad
adecuadamente los datos de equilibrio vapor/líquido. Esta ecuación es ampliamente
de condiciones del proceso (-460ºF y 1200ºF de temperatura y presiones entre 0 y 5000
psia).
También por utilizar el factor acéntrico de Pitzer dentro de sus parámetros de
cálculo, produce una buena predicción del equilibrio líquido vapor para sustancias puras
y mezclas. Tiende a dar resultados inestables dentro de un punto crítico y la densidad
de los líquidos predicha por el modelo no es usualmente recomendado.
PENG-ROBINSON (PR)
La ecuación de estado de Peng-Robinsón (PR) es también una modificación de la
ecuación de estado Redlich-Kwong, publicada por Peng y Robinsón en 1976.
Ésta es similar a la ecuación de Soave-Redlich-Kwong, se aplica para producir
resultados razonables en los mismos sistemas en los cuales se emplea el modelo SRK
y sobre el mismo rango de operaciones, con la diferencia de que se diseñó con la
finalidad de perfeccionar la predicción de la densidad de líquido y mejorar la
convergencia en el punto crítico. (www.ingenieriaquimica.org,2008).
128
2.4 Operacionalización de la Variable
2.4.1 Objetivo General
Realizar la evaluación hidráulica de las columnas de destilación V-301, V-303 y V-
O
D
A
V
ER
317 de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.
2.4.2 Variable
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
Columnas deD
destilación V-301, V-303 y V-317.
S
2.4.3 Definición Conceptual de la Variable
Son columnas que tienen la finalidad de separar mezclas de dos o más
componentes en virtud de la diferencia en sus volatilidades o punto de burbujeo
(www.ingenieriaquimica.org,2008).
2.4.4 Definición Operacional de la Variable
Son columnas de cilindros verticales en donde los líquidos del gas natural se
separan
como consecuencia de un gradiente de temperatura a través de estas
columnas. la columna V-301(torre despropanizadora) se encarga de separar el propano
del LGN alimentado a la misma enviando el propano por el tope de la columna y los
más pesados(C4+) por el fondo, esta mezcla de C4+ es alimentada directamente a la
columna V-303(torre desbutanizadora) la cual separa el C4 del C5 saliendo el C4 por el
tope y el C5 por el fondo asimismo el C4 que sale por el tope de la V-303 es alimentado
a la torre V-317(torre desisobutanizadora) la cual va a separar el C4 en i-C4 y n-C4.
129
2.4.5 Cuadro de Variables
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
Tabla # 3. Cuadro de Variables. (Williams Almarza, 2008).
S
130
2.5 Definición de Términos Básicos
Bombas: siempre que tratemos temas como procesos químicos, y de cualquier
circulación de fluidos estamos, de alguna manera entrando en el tema de bombas.
O
D
A
V
ER
S
El funcionamiento en si de la bomba será el de un convertidor de energía, o sea,
transformara la energía mecánica en energía cinética, generando presión y velocidad.
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
reflujo a las torresD
con la finalidad de garantizar una mejor separación del producto.
En el proceso de fraccionamiento las bombas son empleadas para enviar un
(https://www.did.usb.ve/sinai/consultas/consultas_pub_principal,2004).
Condensador: equipo de transferencia de calor que tiene la función de condensar
un vapor o una mezcla de vapores, ya sea solos o en presencia de un gas no
condensable. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
Condiciones de diseño: son las máximas condiciones de operación para las
cuales fue diseñado una planta o equipo. (www.todoquimica.com,2008).
Condiciones de operación: son las condiciones normales de operación de una
planta
o
equipo
y
están
por
debajo
de
las
condiciones
de
diseño.
(www.todoquimica.com,2008).
Desbutanizadora: columna de cilindros verticales en donde los líquidos del gas
natural se separan como consecuencia de un gradiente de temperatura a través de la
columna, en la cual se obtiene butano y todos sus isómeros como producto de tope.
(www.ingenieriaquimica.org,2008).
Desisobutanizadora: columna de cilindros verticales en donde los líquidos del
gas natural se separan como consecuencia de un gradiente de temperatura a través de
la
131
columna,
en
la
cual
se
obtiene
isobutano
como
producto
de
tope.
(www.ingenieriaquimica.org,2008).
Despropanizadora: columna de cilindros verticales en donde los líquidos del gas
natural se separan como consecuencia de un gradiente de temperatura a través de la
columna,
en
la
cual
se
obtiene
S
O
D
A
V
como
producto
de
tope,
R
E
S
E
SR
(www.ingenieriaquimica.org,2008).
H
C
E
R
E
propano
O
Densidad: masa por unidad de volumen de una sustancia o una solución.
D
(es.wikipedia.org/wiki/Densidad,2008).
Destilación: proceso en el cual los componentes de una mezcla se separan
llevando a ebullición el líquido más volátil. (whitten, k y otros, 1992).
Enfriadores: su función consiste en la extracción de calor de fluido caliente o
sustancia de trabajo. Este tipo de intercambiador se utiliza ampliamente por lo
económico y fácil de limpiar.
Pueden diseñarse para altas y moderadas presiones sin excesivos costo.
(https://www.did.usb.ve/sinai/consultas/consultas_pub_principal,2004).
Enfriador de tiro forzado o inducido: llamado comúnmente "fin fans" enfría la
sustancia de trabajo en áreas donde el agua escasea o la diferencia de temperatura
requerida no sea elevada (10º, 15°C; 50° 60°F) .Este tipo de enfriador se basa en hacer
pasar un flujo de aire impulsado por un ventilador sobre un haz de tubos provistos de
aletas. La función de las aletas es facilitar la disipación del calor en un proceso
combinado de conducción y convención.
El aire es forzado a través de los tubos, succionando el aire caliente
Progresivamente(https://www.did.usb.ve/sinai/consultas/consultas_pub_principal,2004).
132
Presion de vapor: presión parcial de un vapor en la superficie del líquido del cual
se origina. (whitten, k y otros, 1992).
Intercambiador de Calor: en todo proceso es necesario los cambios de
O
D
A
V
ER
S
temperatura donde un estudio serio ratifique la eficiencia global del mismo, para tal fin,
se han diseñado los intercambiadores de calor, los que en cada área del proceso logran
transferir
el
calor
de
S
E
los
R
OS
acuerdo
H
EC
R
E
D
con
requerimientos
del
mismo.
(https://www.did.usb.ve/sinai/consultas/consultas_pub_principal,2004).
Punto de ebullición: temperatura a la cual la presión de vapor del líquido es igual
a la presión aplicada. (whitten, k y otros, 1992).
Punto de fusión: temperatura en la cual el líquido y el sólido coexisten en
equilibrio; también se llama punto de congelamiento. (whitten, k y otros. 1992).
Proceso: serie de pasos, acciones u operaciones utilizadas para obtener un
resultado deseado (american heritage dictionary, 1983).
Rehervidor: equipo de transferencia de calor, que está conectado a la base de
una torre fraccionadora, el cual, proporciona el calor de reebullición que se necesita
para la destilación. El medio de calentamiento puede ser vapor o un fluido caliente
proveniente del proceso. (Perry, manual del ingeniero Químico séptima edición, 2001).
133
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
134
CAPITULO III
O
D
A
V
ER
MARCO METODOLOGICO
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
S
3.1 Tipo de Investigación
Este tipo de investigación es descriptiva ya que según Mario Tamayo y Tamayo
(2003) en una
investigación descriptiva se
utiliza el método de análisis, se logra
caracterizar un objeto de estudio o una situación concreta, señalar sus características y
propiedades. Combinada con ciertos criterios de clasificación sirve para ordenar,
agrupar o sistematizar los objetos involucrados en el trabajo indagatorio. Al igual que la
investigación que se ha descrito anteriormente, puede servir de base para
investigaciones que requieran un mayor nivel de profundidad.
Asimismo se puede indicar que este estudio estuvo basada en la recolección de
toda la información necesaria de las columnas de destilación V-301,V-303 y V-317 y
del proceso de fraccionamiento en general, se describió el comportamiento de las
columnas operando en las condiciones para las que fueron diseñadas y en condiciones
normales de operación, finalmente se analizó rigurosamente la viabilidad de la
propuesta planteada de un nuevo esquema de operación para las columnas de
destilación recibiendo la nueva alimentación desde el CCO.
Según el periodo en que se recolecta la información ésta fue una investigación
retrospectiva parcial, ya que se contaba con parte de la información, como la
135
descripción del proceso, los balances de masa de la tecnología o diseño original del
área de destilación y las data sheets de los equipos. El resto de la información estaba
por obtenerse, como por ejemplo, la definición de los nuevos esquemas propuestos y
los balances de masas al operar recibiendo alimentación desde el CCO siguiendo los
arreglos formulados.
3.2 Diseño de la Investigación
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
Existen diversos
criterios para la clasificación de las investigaciones en el campo
de las ciencias, Arias (1999). Según los medios utilizados para obtener los datos este
tipo de investigación es de campo, documental y experimental.
Según Mario Tamayo y Tamayo (2003) una investigación de campo es aquella en
que toda la información proviene de entrevistas, cuestionario, encuestas, y
observaciones, por otra parte una investigación documental es la que se realiza, como
su nombre lo indica, apoyándose en fuentes de carácter documental, esto es, en
documentos de cualquier especie, y experimental que obtiene su información de la
actividad intencional realizada por el investigador y que se encuentra dirigida a
modificar la realidad con el propósito de crear el fenómeno mismo que se indaga, y así
poder observarlo.
Entonces se podría decir que esta investigación es de campo porque mucha de
la información fue tomada directamente desde la Planta
de Fraccionamiento Bajo
Grande como el estado actual de los equipos, entrevistas no estructuradas al personal
que hay labora y las condiciones de operación actuales de la planta y es documental
porque se utilizaron documentos como manuales de diseño ,data sheet de los equipos
así como diferentes planos y descripciones del proceso para poder conocer cómo
funcionaba la planta además se puede decir que es experimentar porque por que se
manipuló a voluntad una o algunas de las variables. Para observar las consecuencias
136
que generan. Las variables modificadas en el presente estudio fueron la composición,
presión, temperatura y flujo de la corriente de alimentación a la planta de
fraccionamiento bajo grande por consiguiente también se modificaron el caudal y la
temperatura del reflujo, calor del rehervidor y la presión de las columna de destilación
V-301,V-303 Y V-317.Estas variables fueron modificadas en varios arreglos, para
O
D
A
V
ER
S
observar el cambio en el comportamiento de las columnas y determinar el beneficio y
las restricciones que originan esos cambios.
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
3.3 Técnicas D
e Instrumentos de Recolección de Datos
Según Álvarez, Juan L; Jurgenson, Gayou (2003) las técnicas de recolección de
información son todas las formas posibles de que se vale el investigador para obtener la
información necesaria en el proceso investigativo.
Hace relación al procedimiento, condiciones y lugar de recolección de datos,
dependiendo de las distintas fuentes de información tanto primaria como secundaria.
Según Álvarez y Jurgenson (2003) la fuente de información primaria es aquella
información que se obtiene directamente de la realidad misma, sin sufrir ningún proceso
de elaboración previa.
Son las que el investigador recoge por sí mismo en contacto con la realidad y las
secundarias son registros escritos que proceden también de un contacto con la
realidad, pero que han sido recogidos y muchas veces procesados por otros
investigadores.
Para el presente trabajo de investigación se utilizaron fuentes de información tanto
primarias como segundarias.
137
Dentro de las fuentes de información primarias se encuentran la observación
directa que se definen según Arias, Fidias (1999) como una técnica que consiste en
visualizar o captar mediante la vista, en forma sistemática, cualquier hecho, fenómeno o
situación que se produzca en la naturaleza o en la sociedad, en función de unos
objetivos de investigación preestablecidos.
Y según
O
D
A
V
ER
S
Carlos Eduardo, Méndez Alvares (2008) como aquella en donde el
S
E
R
OS
investigador pertenece al grupo, organización o realidad sobre la cual se investiga.
H
C
E
R
E para poder recabar información acerca de las condiciones
Dutilizó
Esta técnica se
externas del sistema evaluado y de su funcionamiento actualmente.
Otra fuente de información primaria utilizada fue la entrevista no estructurada
definida según
Roberto H, Sampieri (1998) como aquella en que existe un margen
más o menos grande de libertad para formular las preguntas y las respuestas. No se
guían por un cuestionario o modelo rígido. Dichas entrevistas fueron elaboradas tanto al
equipo de ingeniería de procesos del departamento técnico de la planta para definir la
propuesta y establecer los parámetros a seguir en el desarrollo de la investigación
como a los operadores y panelistas de la planta para poder obtener conocimientos del
funcionamiento y de la operación de la planta.
Según Carlos Eduardo, Méndez Alvares (2008) la técnica para obtener las
informaciones segundarias es la documental la cual consiste en la recopilación de
información a partir de textos, revistas, manuales, archivos, prensa entre otros.
En este trabajo de investigación se consultaron tanto los manuales de diseño de la
planta como los registros diarios que se lleva en la planta de sus condiciones de
operación estos registros son los reportes de planta los cuales se encuentran en los
138
archivos de la planta y contienen todas las variables de la mayoría de los equipos este
reporte lo elabora el operador de turno en la planta véase figura # 35.
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 35: reporte de planta diario. (W Almarza, 2009).
También se consultaran los reportes diarios emitidos por el laboratorio, los cuales
se pudieron obtener a partir del programa computarizado SIALABPG “Sistema de
Información Automática de Laboratorio de Procesamiento del Gas” el cual es
una
herramienta que permite manejar información diaria referente a los resultados de los
análisis de laboratorio por guardias en planta, realizados a las alimentaciones,
productos fraccionados, productos almacenados, tanto para las plantas extractoras
como para las de fraccionamiento véase figura # 36. De igual forma se revisaron
diferentes, planos textos e informes emitidos por la empresa.
139
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 36: reporte diario de laboratorio. (W Almarza, 2009).
3.4 Fases de la Investigación
Con la finalidad de cumplir con los objetivos planteados en esta investigación, se
procedió de la siguiente manera:
140
Fase 1: Levantamiento de Información y Recopilación de Datos de Diseño y
Operación.
Inicialmente se realizó una revisión bibliográfica a manuales de operación de la
Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, específicamente de la información referente al
O
D
A
V
ER
S
área de destilación donde se encuentra la torre despropanizadora V-301, la
S
E
R
S especificaciones de los equipos, diagramas
Ode
balances de masa y de energia, H
hojas
C
ERE
de flujo de procesos
y diagrama de instrumentos de proceso (PI&D) del sistema
D(PFD)
desbutanizadora V-303, la desisobutanizadora V-317, también se buscaron los
evaluado. También se consultaron resultados de simulaciones anteriormente realizadas
por la empresa.
Por otra parte se recopiló información acerca de las condiciones de operación
actuales de la planta, indagando principalmente en los reportes diarios de la planta y
los reportes diarios de laboratorio.
De la misma manera se consultaron diferentes informes emitidos por la empresa
referente al sistema evaluado y la ingeniería básica que corresponde al diseño del
complejo criogénico de occidente.
Fase 2: Simulación con Datos de Diseño
Con todos los datos e información necesarios, se procedió a simular el sistema
de alimentación junto con el sistema fraccionamiento de la planta, los cuales están
conformados por una serie de intercambiadores de calor que precalientan la
alimentación a la planta para que esta pueda ser alimentada al tren de fraccionamiento
conformado por las columnas de destilación V-301, V-303 y V-317. Esta simulación fue
realizada en forma de diseño.
141
Para montar y correr efectivamente la simulación del sistema de alimentación y de
fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
con
el programa
HYSYS versión 3.2, se utilizó el siguiente procedimiento:
¾ El primer paso fue abrir el programa y crear un nuevo caso, luego se procedió a
O
D
A
V
ER
S
la selección del modelo termodinámico. La selección del modelo termodinámico se
explica más adelante, ya que es el paso más importante en una simulación, y de su
S
E
R
OS
correcta selección depende que se obtengan buenos resultados.
H
EC
R
E
D
Figura # 37: implantación de un nuevo caso en HYSYS 3.2. (W Almarza, 2009).
¾ Luego se introdujeron los diferentes componentes que conforman los líquidos
del gas natural que es fraccionado en la planta.
142
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 38: inserción de los componentes de la mezcla en el simulador HYSYS 3.2. (W Almarza,
2009).
¾ Seguidamente se procedió a crear mediante el mismo simulador un diagrama
de flujo del sistema de alimentación y fraccionamiento de la planta, utilizando la barra
de herramientas para crear los equipos que conforman el sistema evaluado así como
las líneas por las cuales se interconectan, estos equipos están conformados por una
serie de intercambiadores de calor y columnas de destilación así como tanques de
compensación y bombas.
143
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 39: diagrama de flujo del proceso en condiciones de diseño reflejado en el simulador HYSYS
3.2. (W Almarza, 2009).
¾ Posteriormente se introdujeron los datos
de diseño tales como las
composiciones, flujo, presión y temperatura de las alimentaciones a la planta y las
distintas corrientes que conforman el sistema evaluado así como los diferentes
parámetros de cada equipo que han sido estipulados en su diseño original.
Observación: En el diseño original de la planta no existía la torre desisobutanizadora
por lo que se tuvo que agregar al diagrama de flujo las líneas y equipos que conectan a
la torre desbutanizadora con la torre desisobutanizadora además las condiciones de
diseño de la torre desisobutanizadora se tomaron de las data sheet de la misma.
144
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 40: introducción de datos de diseño de la corriente de alimentación del lago en el simulador
HYSYS 3.2. (W Almarza, 2009).
¾ Finalmente se verificó que las características de las corrientes de salida de
cada columna de destilación de la planta sean similares a las del diseño. Por
consiguiente luego de haber corrido la simulación del sistema evaluado se validaron los
resultados, calculando el porcentaje de desviación de los datos obtenidos con el modelo
de Peng-Robinson y el de Soave-Redlich-Kwong, versus los de diseño.
Fase 3: Simulación con Datos de Operación
Con la simulación por diseño validada se llevo a cabo la simulación en las
condiciones de operación en las que actualmente opera la planta, tomando como base
la simulación realizada anteriormente. Debido a que en el diseño original la planta no
145
recibía la alimentación desde el Tablazo I y II se tuvieron que hacer unos ajustes en el
diagrama de flujo del proceso expresado en el simulador agregando las corrientes
adicionales de Tablazo I y II. Véase figura # 41.
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 41: diagrama de flujo del proceso en condiciones de operación reflejado en el simulador
HYSYS 3.2. (W Almarza, 2009).
Asimismo se tuvieron que modificar algunas variables del esquema de operación
por diseño por las variables de operación actual, entre las variables modificadas
mencionaremos, el flujo de alimentación así como la composición del mismo, de igual
forma se modificó el caudal y temperatura de reflujo, el calor del rehervidor y la presión
de las columnas de destilación V-301, V-303 y V-317.
Ahora bien para poder conseguir dichas variables se realizaron varios promedios
los cuales se exponen a continuación:
146
¾ Primero se realizó el promedio de los reportes diarios de planta tomando como
intervalos de tiempo desde el 1 de marzo hasta el 31 de octubre del año 2003.
¾ Luego se realizó el promedio de los reportes diarios de planta tomando como
intervalos de tiempo desde el 1 enero hasta el 28 febrero del 2007.
O
D
A
V
ER
S
Posteriormente se compararon dichos promedios para poder constatar si las
S
E
R
OS
condiciones de operación de la planta varían entre el año 2003 y 2007.
H
EC
R
E
D
Observación: La torre desisobutanizadora
solo funcionó hasta el año 2005
quedando en funcionamiento solo la despropanizadora y la desbutanizadora a partir de
ese año. Es importante subrayar que se tomo el año 2003 como referencia porque fue
el único reporte conservado de las tres torres operando juntas, además se tomo el
año 2007
porque fue el año más reciente en que las dos columnas funcionaron
normalmente.
Cabe señalar que después de obtener los dos promedios de los reportes de planta
se tomo los resultados del el promedio que más se adaptaba a las condiciones ideales
de operación de la planta, para luego introducir estas variables en el simulador.
¾
El tercer promedio que se realizó fue el reporte diario de laboratorio de las
composiciones de las alimentaciones que llegan a la planta tomando como intervalos de
tiempo desde el 1 de marzo hasta el 31 de octubre del año 2003.
¾
El cuarto promedio fue del reporte diario de laboratorio de las composiciones
de las alimentaciones que llegan a la planta tomando como intervalos de tiempo desde
desde el 1 enero hasta el 28 de febrero del 2007.
147
De los resultados de estos promedios de composiciones se eligió de igual forma
el que más se adapta a las condiciones ideales de operación de la planta, luego se
introdujo esta composición en el simulador.
Por último se verificó que el porcentaje de desviación entre las variables
O
D
A
V
ER
S
obtenidas por los resultados de los promedios y las emitidas por la simulación estuviera
dentro de los porcentajes permitidos de desviación.
S
E
R
OS
H
C
E
R
Fase 4: Evaluación
DE del Sistema de Fraccionamiento Bajo el Nuevo Esquema
Propuesto el cual Consiste en que la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
solo Reciba Alimentación desde el CCO y desde el Complejo LAMA. (Análisis de
Sensibilidad)
Esta simulación se desarrollo usando como base la realizada con datos de
operación, al igual que con la simulación de operación también se realizaron
ajustes
en el diagrama de flujo
algunos
plasmado en el simulador, eliminando las líneas
provenientes desde el tablazo y agregando una nueva alimentación proveniente desde
el CCO a la columna despropanizadora, véase figura # 42. Conviene destacar que esta
nueva alimentación posee características diferentes a las alimentaciones normalmente
recibidas por la planta razón por la cual se realizó un análisis de sensibilidad para
comprobar hasta qué punto la planta podría fraccionar esta alimentación.
148
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 42: diagrama de flujo del proceso para el nuevo esquema propuesto “alimentación de la planta
de fraccionamiento bajo grande proveniente desde el CCO y Lama” reflejado en el simulador HYSYS 3.2.
(W Almarza, 2009).
Debido a la variación que existe en las composiciones de las corrientes
provenientes desde el CCO hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande se evalúo
el comportamiento de las columnas de destilación bajo los siguientes escenarios.
¾ En primer escenario se consideró que el LGN proveniente desde el CCO
hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande es pobre, es decir con bajo contenido
de hidrocarburos livianos. Para realizar el análisis de sensibilidad bajo este escenario
primero se introdujeron las características de la corriente de LGN pobre del CCO y
luego se verificó que las condiciones de operación de la planta se mantuvieran bajo
los parámetros de diseño igualmente se cercioró que los productos permanecieran en
especificación.
Posteriormente se
constato
que el calor
necesario para cada uno de los
intercambiadores que conforman el sistema evaluado se encuentre bajo los calores
estimados por diseño.
149
¾ En el segundo escenario se consideró que el LGN proveniente desde el CCO
hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande es promedio es decir con contenido
de livianos estándar. De la misma manera que en el primer escenario se introdujeron
las características de esta corriente realizando los ajustes necesarios para que se
O
D
A
V
ER
S
mantuvieran tanto las condiciones de operación como los productos
parámetros del diseño.
S
E
R
OS
bajo los
H
C
E
R
¾ En tercer escenario
DE se evalúo el comportamiento del sistema considerando que
la alimentación desde el CCO hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande estaba
compuesta por LGN rico en componentes livianos. Igualmente se analizó si era viable
introducir este nuevo esquema de alimentación en la planta.
¾ Por último se evaluaron los tres escenarios anteriores adicionándoles una
corriente de condensados estabilizados provenientes desde el CCO. Cabe destacar que
se realizaron todos los ajustes necesarios para mantener las condiciones de operación
bajo parámetros de diseño además los productos fraccionados en especificación.
3.5 Selección del Modelo Termodinámico
La selección del modelo termodinámico para esta aplicación específica, fue un
paso importante para la obtención de una simulación con resultados precisos.
Normalmente, puede haber diferentes modelos apropiados para una aplicación
determinada.
Para realizar esta selección se realizó un análisis de la alimentación para
identificar la naturaleza, la polaridad y composición de dicha alimentación, tomando en
cuenta los equipos involucrados en el sistema objeto de estudio.
150
Por estar en presencia de una alimentación de componentes no polares, los
modelos que más se adaptan al sistema son: Peng Robinson (PR) y Soave Redlich
Kwong (SRK). Realizando análisis y comparaciones de los resultados arrojados con los
diferentes métodos, se selecciona el que presente un menor margen de desviación
entre los valores de diseño y la simulación.
O
D
A
V
ER
S
El porcentaje de desviación de los resultados de la simulación con respecto a los
S
E
R
OS
datos de diseño se calcula a través de la siguiente expresión:
H
EC
R
E
D
% Desviacion :
V Re al − VSimulado
× 100
V Re al
Ecuación 34.porcentaje de desviación. (Rosmary,Aranquibel, Análisis y Evaluación del Sistema de
Fraccionamiento GLP ULE, 2006).
Debe señalarse que se estableció un valor máximo de desviación de 5% para el
flujo y la presión y 10% para la temperatura.
Los modelos termodinámicos de Peng-Robinson y Soave-Redlich-Kwong, son los
más recomendados para este tipo de proceso ya que ellos se aplican para gases e
hidrocarburos tanto en procesos de refinería como en petroquímica.
151
SISTEMA POLAR NO ELECTROLITO
Polar
Electrolito
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
PAQUETE ELECTROLITO
Polaridad
H
EC
R
E
D
Si
No Polar
PR, SRK, PR-BM, SRK-BM
GRAYSON,
Real
BK10,
CHAO SEADER
Pseudo-Real
Presión
Vacío
BK10, IDEAL
Figura # 43: método para la selección del modelo termodinámico. (Luzardo Molero, 2000).
3.6 Procesamiento de Datos
En el capitulo cuatro se analizaron e interpretaron los resultados obtenidos en las
simulaciones, cálculos manuales y software.
152
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
153
CAPITULO IV
O
D
A
V
ER
ANÁLISIS DE LOS RESULTADOS
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
S
A continuación se presentarán los resultados obtenidos en el presente trabajo, los
cuales se mostrarán acorde a las fases de investigación definidas:
4.1 Fase 1: Levantamiento de Información y Recopilación de
Datos de
Diseño y Operación
Luego de haber revisado varios manuales de operación de la planta se logró
conseguir el manual de operación del diseño original de la planta. En el que
se
encontró la ingeniería conceptual realizado por la compañía licenciante LUMMUS, de la
cual se extrajo el balance de masa, la descripción del proceso, el diagrama de flujo de
procesos (PFD)
y también la ingeniería básica de la cual se obtuvo la data sheet de
los equipos así como los diagramas de tuberías e instrumentos (PI&D). (Ver anexos
desde I hasta III).
En este manual solo se pudo encontrar información referente al sistema
despropanizador y desbutanizador debido a que en el diseño original no existía la torre
desisobutanizadora.
154
Por otra parte se consiguió información más actual del funcionamiento y operación
de la planta en diagramas de tuberías e instrumentos (PI&D) hechos por la empresa en
los últimos años, además se obtuvieron tanto reportes de planta como de laboratorio
del período comprendido desde marzo a octubre del año 2003 y desde enero a febrero
del año 2007.
O
D
A
V
ER
S
S
E
R
OSde operación del diseño original.
estuvieran funcionando en las condiciones
H
C
E
DER
No se pudo hallar un diagrama de flujo de procesos (PFD) en donde las tres torres
Sin embargo se pudieron obtener las condiciones de diseño del sistema
desisobutanizador
a partir de la data sheet de los equipos que conforman dicho
sistema. (Ver anexo III).
Igualmente se pudo obtener
los resultados de simulaciones realizadas
anteriormente a los equipos que conforman el sistema de fraccionamiento.
Estos resultados sirvieron como base para el modelado del sistema de
fraccionamiento empleando el software HYSYS 3.2.
Por último se encontró información referente a las características del LGN pobre,
promedio y rico que se alimentara a la planta de Fraccionamiento Bajo Grande
proveniente desde el CCO
cabe agregar que esta información se obtuvo de la
ingeniería básica estipulada para el diseño del Complejo Criogénico de Occidente. (Ver
anexo XII).
155
4.2 Fase 2: Simulación con Datos de Diseño
En primer lugar los resultados de esta simulación arrojaron que las tres torres
podían funcionar eficientemente operando juntas bajo condiciones de diseño. (Ver
figura # 44).
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Figura # 44: diagrama de flujo de procesos de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande operando
bajo condiciones de diseño. (W Almarza, 2009).
4.2.1 Validación del Modelo Termodinámico
Desde la tabla # 4 hasta la tabla # 11 se muestra una comparación entre los
valores de diseño aportados por el balance de masa contenido en el diagrama de flujo
de proceso original de la planta y los valores calculados por el simulador, utilizando las
ecuaciones de Peng-Robinsón (PR) y Soave-Redlich-Kwong (SRK).En estas tablas se
presentan los parámetros operacionales de diseño mas importantes como lo son: flujo
molar, temperatura y presión.
156
Como se puede observar, estas dos ecuaciones arrojan resultados muy similares
para el proceso en estudio, sin embargo la ecuación de Soave Redlich- Kwong (SRK)
es más exacta que la de Peng-Robinsón (PR) en este caso debido a que la desviación
obtenida es más pequeña en relación con los datos suministrados por el balance de
masa del diseño. Por lo tanto la ecuación seleccionada es la de SRK, (ver tablas desde
O
D
A
V
ER
la # 4 hasta la # 11).
S
E
R
OS
S
Así mismo los resultados que se exhiben desde la tabla # 4 hasta la # 11, validan
H
C
E
R
DE flujos de tope, fondo y reflujo se ajustan a los indicados en el
rehervidor y condensador,
el uso del simulador HYSYS 3.2 ya que la composición de los productos, calor en el
en el diseño original de la planta.
En las siguientes tablas se muestran los resultados de la validación que permitió
seleccionar el modelo termodinámico que más se adaptaba al sistema evaluado.
Tabla # 4.Validacion de la corriente de alimentación a la torre V-301. (W Almarza, 2008).
En la tabla # 4 se puede observar que no existe una desviación considerable en
el valor de las condiciones de operación del diseño original con respecto al valor
suministrado por los modelos termodinámicos de (PR) y (SRK).
157
Lo cual indica que ambos modelos se adaptan muy bien a las condiciones de
operación que por diseño se alimentan a la torre V-301.
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 5.Validacion de la corriente de propano producto del tope de la despropanizadora. (W Almarza,
2008).
En la tabla # 5 se puede observar que el porcentaje de desviación esta dentro del
el rango permitido para cada una de las variables, sin embargo al comparar los
porcentajes de desviación dados por el modelo termodinámico de (PR)
con los
suministrados por (SRK) se puede deducir que el modelo termodinámico de (SRK)
tiene menor porcentaje de desviación y por ende se adapta mas a las condiciones
originales de diseño que posee el propano producto.
158
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 6.Validación de la corriente de alimentación a la desbutanizadora. (W Almarza, 2008).
En la tabla # 6 de igual manera
se puede deducir que los porcentajes de
desviación expresados por ambos modelos termodinámicos son muy bajos lo cual
indica que ambos modelos se amoldan perfectamente a las condiciones del diseño no
obstante cabe destacar que el modelo que menor porcentaje de desviación posee es el
de (SRK).
Tabla # 7.Validacion de la corriente de butano producto del tope de la desbutanizadora. (W Almarza,
2008)
159
A diferencia de las tablas anteriores en la tabla # 7 se observa claramente que el
porcentaje de desviación es un poco mayor para algunas de las variables, no obstante
cabe destacar que los valores de estos porcentajes se encuentra dentro de el
parámetro permitido para el modelo termodinámico de (SRK),en contraste con los
resultados arrojados por el modelo termodinámico de (PR) en los cuales existe una
O
D
A
V
ER
S
variable que posee un porcentaje de desviación que excede los límites permitidos, esta
variable es el flujo de NC5 la cual posee un porcentaje de desviación con respecto al
S
E
R
OS
diseño de 20.10% razón por la cual se pudo contemplar que este modelo posee una
H
C
E
R
E
(SRK) para obtenerD
el butano producto.
menor grado de exactitud y por consiguiente es más conveniente utilizar el modelo de
Tabla # 8.Validacion de la corriente de gasolina producto del fondo de la desbutanizadora. (W Almarza,
2008).
De acuerdo con los razonamientos que se han venido realizando en la tabla # 8
se puede apreciar que el valor del porcentaje de desviación para cada una de las
variables utilizando
ambos modelos termodinámicos
se encuentran bajo un rango
aceptable, con excepción del flujo de IC4 el cual posee un porcentaje de desviación
del 87.48% con el modelo de (PR) y de un 80% con (SRK).
160
Es evidente entonces que el flujo de IC4 tiene un porcentaje de desviación mayor
al permitido para ambos modelos termodinámicos sin embargo se escogió el modelo
termodinámico de (SRK) porque es el que poseía menor porcentaje de desviación y se
acercaba a las condiciones del diseño original, ahora bien
este porcentaje de
S
O
D
A
V
gasolina producto habría una menor cantidad de IC4 loE
que
mejoraría
su pureza.
R
S
E
R
S
O
H
C
E
R
DE
desviación tan alto no perjudica en lo absoluto la simulación, esto se debe a que en la
Tabla # 9.Validacion de la corriente de alimentación a la desisobutanizadora. (W Almarza, 2008).
En la tabla # 9 se puede constatar que para la alimentación a la
desisobutanizadora el modelo termodinámico que más se ajusta a las condiciones de
diseño es el (SRK) debido a que los porcentajes de desviación de todas las variables
están por debajo del valor máximo permitido a diferencia del modelo termodinámico de
(PR) en el cual los resultados expresan que una de las variables excede el valor
permitido de desviación esta variable es el flujo de NC5 el cual posee un porcentaje de
desviación de 20.10%.
161
O
D
A
V
ER
S
E
R
S 2008).
O
Almarza,
S
Tabla # 10.Validacion de la corriente de isobutano producto del tope de la desisobutanizadora. (W
H
EC
R
E
D
En la tabla # 10 se puede observar que los porcentajes de desviación para ambas
condiciones de operación tanto la presión como la temperatura están por debajo del
porcentaje de desviación permitido lo que quiere decir que ambos modelos se adaptan
excelentemente a las condiciones de diseño original del isobutano producto. Sin
embargo cabe destacar que no se pudieron comparar los flujos molares de los
componentes de esta mezcla con flujos de diseño debido a que no se pudo encontrar
un balance de masa con las tres columnas operando juntas a su máxima eficiencia y en
condiciones de diseño original.
Tabla # 11.Validacion de la corriente de n-butano producto del fondo de la desisobutanizadora. (W
Almarza, 2008).
Al igual que en la tabla # 10 en la tabla # 11 los porcentajes de desviación de la
162
temperatura y de la presión se encuentran bajo el rango permitido en ambos modelos
termodinámicos por lo que se podría utilizar cualquiera de estos dos modelos para la
simulación de la corriente de N-butano producto. De igual manera no se pudieron
obtener el porcentaje de desviación de los flujos molares por las razones expuestas
anteriormente.
S
O
D
A
Diseño
RV Utilizando el
E
S
E
R
Termodinámico de Soave-Redlich-Kwong
OS
H
C
E
DER
4.2.2 Resultados de la Simulación por
Modelo
Tabla # 12.Resultados de la corriente de alimentación a la torre V-301 utilizando el modelo
termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
Tabla # 13.Resultados de la corriente de propano producto del tope de la despropanizadora utilizando el
modelo termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
163
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 14.Resultados de la corriente de alimentación a la desbutanizadora utilizando el modelo
termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
Tabla # 15.Resultados de la corriente de butano producto del tope de la desbutanizadora utilizando el
modelo termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
164
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
E
Dtermodinámico
modelo
de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
Tabla # 16.Resultados de la corriente de gasolina producto del fondo de la desbutanizadora utilizando el
Tabla # 17.Resultados de la corriente de alimentación a la desisobutanizadora utilizando el modelo
termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
Tabla # 18.Resultados de la corriente de isobutano producto del tope de la desisobutanizadora utilizando
el modelo termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
165
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
utilizando el modelo termodinámico de Soave-Redlich-Kwong. (W Almarza, 2008).
Tabla # 19.Resultados de la corriente de n-butano producto del fondo de la desisobutanizadora
4.3 Fase 3: Simulación con Datos de Operación
A continuación se muestran los resultados de los diferentes promedios realizados
para obtener las condiciones de operación actuales del sistema evaluado.
4.3.1 Promedio Realizado de los Reportes de Planta desde el 01 de Marzo
hasta el 31 de Octubre del Año 2003
166
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 20.Resultados del promedio del reporte de planta desde marzo a octubre del 2003. (W Almarza,
2009).
4.3.2 Promedio Realizado del Comportamiento de la Torre Despropanizadora
desde el 01 de Marzo hasta el 31 de Octubre del Año 2003
Tabla # 21.Resultados del promedio del comportamiento de la torre V-301 desde marzo a octubre del
2003. (W Almarza, 2009).
167
4.3.3 Promedio Realizado del Comportamiento de la Torre Desbutanizadora
desde el 01 de Marzo hasta el 31 de Octubre del Año 2003
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 22.Resultados del promedio del comportamiento de la torre V-303 desde marzo a octubre del
2003. (W Almarza, 2009).
4.3.4
Promedio
Realizado
del
Comportamiento
de
la
Torre
Desisobutanizadora desde el 01 de Marzo hasta el 31 de Octubre del Año 2003
Tabla # 23.Resultados del promedio del comportamiento de la torre V-317 desde marzo a octubre del
2003. (W Almarza, 2009).
168
4.3.5 Promedio Realizado De los Reportes de Planta desde el 01 de
Enero hasta el 28 de Febrero del Año 2007
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 24.Resultados del promedio del reporte de planta desde enero a febrero del 2007. (W Almarza,
2009).
4.3.6 Promedio
Realizado
del
Comportamiento
de
la
Torre
Despropanizadora desde el 01 de Enero hasta el 28 de Febrero del Año 2007
Tabla # 25.Resultados del promedio del comportamiento de la torre V-301 desde enero a febrero del
2007. (W Almarza, 2009).
169
4.3.7
Promedio Realizado del Comportamiento de la Torre Desbutanizadora
desde el 01 de Enero hasta el 28 de Febrero del Año 2007
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 26.Resultados del promedio del comportamiento de la torre V-303 desde enero a febrero
del 2007. (W Almarza, 2009).
De los resultados expresados desde la tabla # 20 hasta la tabla # 26 se puede
deducir
que las condiciones de operación de la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande no han variado desde el año 2003 hasta el año 2007 .La desviación entre las
condiciones de operación entre el año 2003 y el año 2007 están contempladas en las
tablas # 27 y 28, cabe señalar que las únicas variables en las que se aprecia una gran
diferencia son los flujos, esto es acaecido por motivo de que en el año 2003 hubo
mayor cantidad de LGN alimentado a la planta que en el 2007.
170
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 27.Desviación entre las condiciones de operación del año 2003 y 2007 de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
171
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Tabla # 28.Desviación entre las condiciones de operación del año 2003 y 2007 de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
Debido a que en el año 2003 operaron las tres columnas de destilación ( V-301,V303,V-317) a diferencia del año 2007 en el cual solo operaron las torres V-301 y V303, se tomaron los resultados del promedio realizado del año 2003 para realizar la
172
simulación por operación
por ser
el que contenía mayor cantidad de información
acerca del comportamiento de las tres columnas de destilación.
4.3.8 Promedio Realizado a las Composiciones de las Alimentaciones que
Llegan a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande desde el 01 de Marzo del Año
O
D
A
V
ER
2003 hasta el 31 de Octubre del Año 2003
S
E
R
OS
S
Los resultados de este promedio se pueden observar en la tabla # 29 en donde se
H
C
E
R
DE Bajo Grande durante el intervalo de tiempo señalado.
Planta de Fraccionamiento
muestran las composiciones de las diferentes alimentaciones que proveen el LGN a la
Tabla # 29.Resultados del promedio de las composiciones que poseen cada una de las
alimentaciones que suministran el LGN a la planta de Fraccionamiento Bajo Grande durante el 2003. (W
Almarza, 2009).
4.3.9
Promedio Realizado a las Composiciones de las Alimentaciones que
Llegan a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande desde el 01 de Enero hasta el
28 de Febrero del Año 2007
173
S
O
D
A
V
R
Tabla # 30.Resultados del promedio de las composiciones
que poseen cada una de las
E
S
E
alimentaciones que suministran el LGN a la Planta
deR
Fraccionamiento Bajo Grande durante el 2007. (W
S
HO
C
Almarza, 2009).
E
R
E
D
Según los resultados que se expresan en las tablas # 29 y 30 se puede observar
que no existe una gran variación en las composiciones del LGN que es alimentado a la
planta entre el año 2003 y 2007, igualmente considerando las razones expuestas
anteriormente en las cuales se dedujo que las condiciones de operación del año 2003
representaban con mayor exactitud el sistema evaluado,
del promedio de las composiciones
se utilizaron los resultados
del año 2003 para realizar la simulación por
operación.
4.3.10 Resultados de la Simulación Bajo Condiciones de Operación
Figura # 45: diagrama de flujo de procesos de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
funcionando bajo condiciones de operación actuales. (W Almarza, 2009).
174
En las tablas # 31 y 32 que se muestra a continuación, se expresan los valores
proporcionados por la simulación en condiciones de operación. Además se muestran
el porcentaje de desviación entre
las condiciones de operación obtenidas por el
resultado del promedio y las condiciones expresadas por el simulador.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Tabla # 31.Resultados de la simulación por operación "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
Tabla # 32.Resultados de la simulación por operación "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
175
En estas tablas se puede apreciar que la desviación que existe entre las
condiciones de operación obtenidas por el promedio del año 2003 y las expresadas
por el simulador es muy baja además se encuentran dentro del rango permitidos de
porcentajes de desviación.
O
D
A
V
ER
S
A continuación se muestran unas tablas en donde se puede observar que las
S
E
R
OS
condiciones de operación actuales son muy parecidas a las condiciones de operación
H
C
E
R
DEes muy poca.
entre estas condiciones
por diseño de la planta. También es evidente en esta tabla que la desviación existente
Tabla # 33.Comparación entre las condiciones de operación por diseño y las condiciones actuales
de operación "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
176
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 34.Comparación entre las condiciones de operación por diseño y las condiciones actuales
de operación "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
En la siguiente tabla se muestran las composiciones de los productos
fraccionados en las condiciones de operación actual de la planta, en esta tabla se
puede constatar que todos los productos están bajo especificación de calidad requerida
según los reportes del SIALABPG.
177
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 35.Composiciones de los productos fraccionados en condiciones de operación actual. (W
Almarza, 2009).
En las tablas # 36 y 37, se comparan los resultados de las cargas calóricas de los
intercambiadores pertenecientes al sistema evaluado en condiciones de operación
actual con el calor que deberían proporcionar por diseño.
178
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 36.Comparación entre el calor intercambiado por diseño y el calor intercambiado
actualmente "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
Tabla # 37.Comparación entre el calor intercambiado por diseño y el calor intercambiado
actualmente "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
Se puede apreciar en estas tablas que la cantidad de calor necesaria por los
intercambiadores del sistema evaluado en condiciones de operación es menor al calor
estipulado en el diseño original.
179
4.4 Fase 4: Evaluación del Sistema de Fraccionamiento Bajo el Nuevo
Esquema Propuesto el cual Consiste en que la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande solo Reciba Alimentación desde el CCO y desde el Complejo LAMA.
(Análisis de Sensibilidad)
S
O
D
A
V Bajo Grande bajo los
R
alimentación y fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento
E
S
E
R
S
nuevos escenarios planteados asimismo
se
verificara si la planta podrá operar
O
H
C
E cambios propuestos.
eficientemente bajoD
estos
ERnuevos
A continuación se muestran los resultados de las simulaciones del sistema de
4.4.1 Resultados de los Escenarios Planteados(alimentación de LGN sin
condensado desde el CCO)
Figura # 46: diagrama de flujo de procesos de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
recibiendo la nueva alimentación de LGN sin condensados desde el CCO. (W Almarza, 2009).
En las tablas # 38 y 39 se puede observar las condiciones de operación del
sistema de alimentación y de fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande recibiendo las nuevas alimentaciones de LGN sin condensado desde el CCO.
Además se comparan estos resultados con los obtenidos en las simulaciones por
diseño y operación.
180
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 38.condiciones de operación considerando que el LGN proveniente desde el CCO no
contiene condensados "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
181
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 39.condiciones de operación considerando que el LGN proveniente desde el CCO no
contiene condensados "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
Se puede observar que no existe una variación considerable de las condiciones de
diseño y de operación bajo estos nuevos escenarios, no obstante se debe destacar
que los valores de algunas presiones y temperaturas son un poco menores
a los
valores del diseño. En relación con esto último se puede decir que no se verá afectado
en nada el funcionamiento de las columnas V-301, V-303 y V-317 debido que en estas
condiciones se mantiene el equilibrio liquido -vapor en las torres y la composiciones de
los productos están en especificación, en la tabla # 40 se muestra las composiciones
de los productos fraccionados bajo estos escenarios.
182
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 40.composiciones de los productos fraccionados bajo el esquema de alimentación del
CCO sin condensados. (W Almarza, 2009).
En las presentes tablas se muestran los resultados de la carga calórica de cada
uno de los intercambiadores que conforman el sistema evaluado bajo el escenario en el
cual la alimentación proveniente desde el CCO no contiene condensados estabilizados
y se comparan con la carga calórica que deberían poseer por diseño.
183
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 41.Comparación entre el calor intercambiado por diseño y el calor intercambiado bajo el
esquema de alimentación desde el CCO sin condensados "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
Tabla # 42.Comparación entre el calor intercambiado por diseño y el calor intercambiado bajo el
esquema de alimentación desde el CCO sin condensados "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
Como se puede observar en las tablas # 41 y 42 con estos nuevos escenarios la
carga calórica de los intercambiadores esta por debajo de la carga calórica definida
para el
diseño lo cual indica que bajo estos nuevos
escenarios planteados
intercambiadores de calor funcionarían sin ningún inconveniente.
los
184
4.4.2
Resultados de los Escenarios Planteados (alimentación de LGN mas
condensado desde el CCO)
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Figura # 47: diagrama de flujo de procesos de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
recibiendo la nueva alimentación de LGN mas condensados desde el CCO. (W Almarza, 2009).
Los resultados de las condiciones de operación de la Planta de Fraccionamiento
Bajo Grande recibiendo estas nuevas alimentaciones de LGN mas condensado desde
el CCO se muestran en las tablas # 43 y 44, de la misma forma que en los escenarios
anteriores se comparan estos resultados con los resultados de la simulación por diseño
y operación.
185
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 43.condiciones de operación considerando que el LGN proveniente desde el CCO
contiene condensados "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
186
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 44.condiciones de operación considerando que el LGN proveniente desde el CCO
contiene condensados "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
Al comparar los resultados de las condiciones de operación bajo estos nuevos
escenarios propuestos y las condiciones de operación previstas por diseño, se puede
deducir que no existe una
conveniente destacar
gran variación entre estas condiciones, asimismo es
que las condiciones de operación bajo este nuevo esquema
propuesta se encuentran por debajo de las condiciones de operación por diseño.
En la próxima tabla se muestran las composiciones de los productos fraccionados
operando la planta bajo estos nuevos escenarios propuestos, en esta tabla se puede
apreciar que todos las composiciones de los
productos están dentro del valores
aceptables según el Sistema de Información Automática de Laboratorio de
Procesamiento del Gas(SIALABPG).
187
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
Tabla # 45.composiciones de los productos fraccionados bajo el esquema de alimentación del
CCO con condensados. (W Almarza, 2009).
A continuación se muestra la variación existente entre la carga calórica de los
intercambiadores por diseño y la carga calorífica que necesitarían al recibir la planta
alimentación de LGN más condesado desde el CCO.
188
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
Tabla # 46.Comparación entre el calor intercambiado por diseño y el calor intercambiado bajo el
esquema de alimentación desde el CCO con condensados "sistema ingles". (W Almarza, 2009).
Tabla # 47.Comparación entre el calor intercambiado por diseño y el calor intercambiado bajo el
esquema de alimentación desde el CCO con condensados "sistema internacional". (W Almarza, 2009).
Como se puede observar en las tablas # 46 y 47 la carga calórica que necesitan
los intercambiadores para operar bajo estos nuevos escenario es menor y en algunos
189
casos igual a la carga estimada por diseño. Por consiguiente se puede considerar que
los intercambiadores funcionarían eficientemente bajo estos nuevos esquemas
planteados.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
190
CONCLUSIONES
¾ Se determino que la ecuación de estado que representa con mayor exactitud
S
O
D
A
Grande es la de Soave Redlich-Kwong (SRK), debido aR
que
Vlos resultados expresados
E
S
E dicha ecuación las condiciones de
R
por la simulación de diseño reflejan que S
al utilizar
HO
operación se aproximan R
mas
aC
las condiciones de operación estimadas en el diseño
E
DE
original mientras que al utilizar la ecuación de estado de Peng-Robinsón (PR) existía
el sistema de alimentación y fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento Bajo
una desviación mayor entre estas condiciones.
¾ Se pudo comprobar que no existe una gran variación entre las condiciones de
operación de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande entre el año 2003 y el 2007
además se conoció que estas condiciones
de
operación eran iguales o un poco
menores a las condiciones definidas para el funcionamiento de la planta al ser
diseñada, también se constató que la carga calórica utilizado por los intercambiadores
actualmente es mas baja que la carga calórica estimada en el diseño original de la
planta, esto se debe a que en la actualidad la alimentación a la planta es
aproximadamente de 13000 BPD por lo que es necesario menor intercambio de calor
para mantener las condiciones del sistema.
¾ Para los nuevos esquemas planteados en los cuales la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande recibirá su alimentación desde el complejo Lama y desde
el Complejo Criogénico de Occidente y considerando que las alimentaciones
provenientes desde el CCO pueden estar compuesta por LGN pobre, promedio, rico
con condensados estabilizados y
LGN pobre, promedio y rico sin condesados
estabilizados, se puede señalar que las condiciones de operación de las columnas de
destilación V-301,V-303 y V-317
serian menores o guales a las condiciones de
operación estipuladas para su diseño, además que las cargas caloríficas que
191
necesitarían los intercambiadores que conforman el sistema de alimentación y
fraccionamiento de la planta también serian menores o iguales a la carga calorífica
necesaria por el diseño. De lo anteriormente planteado se deduce que es factible la
implementación de este nuevo esquema de alimentación en la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande ya que no abría ningún inconveniente en lo que respecta
O
D
A
V
ER
al funcionamiento u operación de la planta.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
S
192
RECOMENDACIONES
O
D
A
V
ER
S
¾ Utilizar la ecuación de Soave Redlich- Kwong (SRK) para futuras simulaciones
del sistema de alimentación y fraccionamiento de la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande.
S
E
R
OS
H
C
E
R
DE diarios de planta en una base de datos digital y física en vez
¾ Llevar los reportes
de realizarlos únicamente en físico como lo es en la actualidad.
¾ Realizar una parada de planta con la finalidad de ejecutar un mantenimiento
preventivo y correctivo a los intercambiadores de calor que conforman el sistema de
alimentación de la planta así como a los que conforman el sistema de fraccionamiento
rehervidores y condensadores, con la finalidad de mejorar su eficiencia. Debido a que al
entrar en funcionamiento el nuevo esquema de alimentación desde el CCO estos
intercambiadores deberán estar preparados para operar en sus condiciones de diseño.
De igual forma se sugiere efectuar mantenimientos a las columnas de destilación V301, V-303 y V-317 y así lograr un rendimiento optimo en su funcionamiento al recibir
las nuevas cargas desde el CCO.
¾ AL llevar a cabo el mantenimiento respectivo a los intercambiadores de calor
y las columnas de destilación se propone realizar la limpieza mecánica-química para
eliminar cualquier cantidad de sedimentos acumulados tanto en los serpentines de los
intercambiadores como en los platos, bajantes y paredes de las torres, además se debe
verificar que los internos de la torre se encuentren en buen estado de no ser así
sustituirlos.
193
¾ Elaborar un diagrama de flujo de proceso de la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande bajo el nuevo esquema planteado de alimentación desde el CCO y LAMA.
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
194
BIBLIOGRAFÍA
1. Adonay Moreno, Yolanda Gallardo de Parada. “Serie Aprender a Investigar,
S
Recolección de Información”. Tercera edición. Arfo editores Ltda. Bogota.1999.
O
D
A
V
ER
S
E
R
S
OUniversidad
la Planta GLP-ULE de Pdvsa Gas”.
del
H
C
E
Química.Maracaibo.2006.
DER
2. Aranquibel Rosmary. “Análisis y Evaluación del Sistema de Fraccionamiento de
Zulia; Escuela de Ingeniería
3. Arias, Fidias. “El Proyecto de Investigación”. Tercera edición. Editorial
Episteme. Caracas.1999.
4. Alvarez Gayou, Juan Luis. “Como Hacer una Investigación Cualitativa,
Fundamentos y Metodología”.Tercera edición. Editorial Paidos. México.2003.
5. Calderón Miguelangel. “Determinación de Parámetros Óptimos de Operación de
la Columna Desmetanizadora de la Planta LGN II, el Tablazo Pequiven”. Universidad
Rafael Urdaneta; Escuela de Ingeniería Química.Maracaibo.2005.
6. Carlos Eduardo Méndez Alvares. “Diseño y Desarrollo del Proceso de
Investigación con Énfasis en las Ciencias Empresariales”. Cuarta edición. Editorial
Limusa.Mexico.2008.
7. Carlos Oliver, Gutiérrez Pérez, “Memoria Descriptiva del Proceso de
Producción, Almacenamiento y Despacho de la Planta de Fraccionamiento Bajo
Grande”, Zulia, 2008.
8. Crane, “Flujo de Fluidos en Válvulas Accesorios y Tuberías”. Editorial Mc
Graw -Hill. México. 1987.
195
9. Daintith, John. “Diccionario de Química”. Sexta edición. Editorial Oxford
University Press.Inglaterra.2008.
10. Ebbing, Darrell D. “Química General”. Quinta edición. Editorial Mc Graw
O
D
A
V
ER
Hill.Mexico.1997.
S
E
R
OS
S
11. González Machado, Maurilio. “Evaluación y Optimización del Sistema de
H
C
E
R
DE Universidad
Grande”.
Calentamiento de los Procesos de Precalentamiento y Fraccionamiento de la Planta de
GLP
Bajo
Rafael
Urdaneta;
Escuela
de
Ingeniería
Química.Maracaibo.2003.
12. PDVSA GAS. “Manual de Gestión de Procesamiento de Gas Occidente”,
Zulia.2008
13. Maraven
S.A."Manual
de
Operaciones
de
la
Planta
GLP
Bajo
Grande”.Zulia.1992. Capítulos del I al X.
14. Olaf A Hougen, Kenneth M Watson, Roland A Ragatz, J Aquilar Peris.
“Principios de los Procesos Químicos”. Editorial Reverte.Wisconsin.1982.
15. PDVSA GAS. "Procedimientos Operacionales (POPE) de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande”, Zulia.2008.
16. Roberth H Perry y Don W Green. “Manual del Ingeniero Químico”. Séptima
edición. Editorial Mc Graw Hill, Madrid. 2001. Tomos I y III.
17. Robert E. Treybal. "Operaciones de Transferencia de Masa”. Segunda edición.
Editorial Mc-Graw Hill. México.1980.
196
18. Smith, Williams."Fundamentos de la Ciencia e Ingeniería de los Materiales”.
Segunda edición. Mc Graw Hill.Madrid.1993.
19. Sampieri H Roberto, Callado F, Carlos y Lucio B Pilar. “Metodología de la
Investigación”, Mc Graw Hill, Mexico.1998.
O
D
A
V
ER
S
20. “The American Heritage Dictionary of English Language”, Tercera edición.
Boston. 1992.
S
E
R
OS
H
C
E
R
E
21. Tamayo yD
Tamayo, Mario. “El Proceso de la Investigación Científica”. Tercera
edición. Editorial Limusa. Mexico. 2003.
22. Whitten Kenneth."Química General”. Tercera edicion. Editorial Mc Graw
Hill.Madrid.1992.
23. Warren L. McCabe, Julian C. Smith, Peter Harriott."Operaciones Unitarias en
Ingenieria Quimica”.Cuarta edición. Editorial Mc Graw Hill. Madrid.1991.
197
PAGINAS WEB CONSULTADAS
1. http://www.did.Usb.ve/sinai/consultas/consultas_pub_principal.
2. www. aspentch.com/hysys/.
3. www.dig.uns.edu.ar/weblq/Grado/mat pro.
O
D
A
V
ER
4. www. Todoquimica. com
5. http://books.google.co.ve/books
6. http://es.wikipedia.org
H
C
E
R
DE
8. www.ingenieriaquimica.org/
S
E
R
OS
7. http://catarina.udlap.mx/u_dl_altales/Equilibrio liquido vapor
9. http://ingqca.blogspot.com/
10. www.pdvsa.com
11. www.monografias.com
12. www.pdf-search-engine.com/columna-de-destilación-pdf
S
198
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
199
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
ANEXO I
Diagrama de Flujo de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande Por
Diseño
201
H
EC
R
E
D
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
ANEXO II
Balance de Masa de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande por
Diseño
203
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
204
ANEXO III
O
D
A
V
ER
S
S
E
Data Sheet de
los
Equipos
que
R
OS
H
EC
R
E
D
Conforman el Sistema de
Alimentación y Fraccionamiento
de la Planta de Fraccionamiento
Bajo Grande
205
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
206
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
207
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
208
O
D
A
V
ER
DER
S
E
R
OS
V-301
H
C
E
S
209
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
210
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
211
V-303
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
212
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
213
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
214
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
215
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
216
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
217
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
218
V-317
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
219
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
220
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
221
O
D
A
V
ER
S
E
ANEXO
IV
R
OS
H
EC
R
E
D
S
Reporte de la Simulación por
Diseño Expresados por el
Programa HYSYS 3.2
224
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
ANEXO V
Reporte de la Simulación por
Operación Expresados por el
Programa HYSYS 3.2
228
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
ANEXO VI
Reporte de la Simulación Bajo el
Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Pobre sin
Condesado desde el CCO
231
O
D
A
V
ER
S
E
R
ANEXO
VII
HOS
EC
R
E
D
S
Reporte de la Simulación Bajo el
Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Promedio sin
Condesado desde el CCO
234
ANEXO VIII VADOS
SER
E
R
S
HO
C
RE la Simulación Bajo el
Reporte
DEde
Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Rico sin
Condesado desde el CCO
237
ANEXO IX VADOS
SER
E
R
S
HO
Reporte de
la
Simulación Bajo el
C
E
R
DE
Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Pobre Más
Condesado desde el CCO
241
O
D
A
V
ER
ANEXO X
S
E
R
OS
S
H
Reporte de
RECla Simulación Bajo el
DE
Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Promedio
Más Condesado desde el CCO
245
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
E
R
DE
ANEXO XI
Reporte de la Simulación Bajo el
Esquema Planteado de
Alimentación de LGN Rico Más
Condesado desde el CCO
249
O
D
A
V
ER
S
E
R
OS
S
H
C
Anexo
XII
E
R
E
D
Interconexión entre Bajo Grande y
el CCO y Características del LGN
Suministrado a Bajo Grande desde
el CCO
250
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
251
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
252
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
253
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
254
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S
255
H
EC
R
E
D
S
E
R
OS
O
D
A
V
ER
S