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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD RAFAEL URDANETA
FACULTAD DE INGENIERÍA ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA
PÉRDIDAS DE ETILENO EN EL SISTEMA DE HIDROGENACIÓN DE LA PLANTA OLEFINAS I DEL COMPLEJO PETROQUÍMICO ANA MAR ÌA
CAMPOS
Trabajo Especial de Grado presentado ante la Universidad Rafael Urdaneta para optar al título de:
INGENIERO QUÍMICO
Autor: Br. CARMEN PEROZO
Tutor: Ing. Gladys Quevedo, MSc.
Maracaibo, septiembre de 2014
DERECHOS RESERVADOS
PÉRDIDAS DE ETILENO EN EL SISTEMA DE HIDROGENACIÓN DE LA
PLANTA OLEFINAS I DEL COMPLEJO PETROQUÍMICO ANA MAR ÌA
CAMPOS
Perozo Morles, Carmen Emilia
C.I.V-20.726.285
Dirección: Av. 2 entre calles 13 y 14. Nº de casa 13-70.
Los Puertos de Altagracia
Telf.: (0266)-3213019/(0424)-6409287
Correo electrónico: [email protected]
Ing. Quevedo Contreras, Gladys Ángela MSc.
Tutor académico
DERECHOS RESERVADOS
ÍNDICE GENERAL
RESUMEN
ABSTRACT
pág. INTRODUCCION………………………………………………………………..……….15 1. CAPÍTULO I. EL PROBLEMA……………………………………………………...18
1.1. Planteamiento del problema........................................................................18
1.2. Objetivos......................................................................................................21
1.2.1. Objetivo general………………………………………………………………….21
1.2.2. Objetivo específico……………………………………...……………………….21
1.3. Justificación..................................................................................................21
1.4. Delimitación..................................................................................................23
1.4.1. Delimitación espacial…………………………………………………………….23
1.4.2. Delimitación temporal……………………………………………………………23
1.4.3. Delimitación científica……………………………………………………………24
2. CAPÍTULO II. MARCO TEÓRICO…………………………………………...…….25
2.1. Descripción de la empresa...........................................................................25
2.1.1. Actividad económica………………………………………………...…………..26
2.1.2. Misión………………………………………………………………………...…...27
2.1.3. Visión…………………………………………………………………………...…27
2.1.4. Organización…………………………………………………………………......27
2.1.5. Localización geográfica…………………………………………………...…….29
2.1.6. Proceso productivo………………………………………………………………29
2.1.7. Materia prima utilizada…………………………………………………………..32
2.1.8. Productos generados……………………………………………………………33
2.2. Antecedentes de la investigación.................................................................33
DERECHOS RESERVADOS
2.3. Descripción general del proceso de la planta Olefinas I..............................37
2.3.1. Sección de pirolisis y craqueo………………………………………………….37
2.3.2. Sección de purificación, compresión y refrigeración…………………………39
2.3.3. Sección de fraccionamiento y almacenamiento………………………………46
2.4. Descripción del sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas
I....................................................................................................................51
2.4.1. Regeneración del catalizador.......................................................................56
2.5. Bases teóricas..............................................................................................57
2.5.1. Reacción química………………………………………………………………..57
2.5.2. Clases de reacciones químicas………………………………………………...58
2.5.3. Reactor químico………………………………………………………………….59
2.5.4. Tipos de reactores químicos……………………………………………………60
2.5.5. Velocidad de una reacción química……………………………………………65
2.5.6. Catálisis…………………………………………………………………………...67
2.5.7. Hidrogenación………………………………...………………………………….69
2.5.8. Principios de hidrogenación selectiva de acetileno…………………………..69
2.5.9. Hidrogenación con catalizadores base níquel (Ni-S)………………………...70
2.5.10. Temperatura………………..……………………………………………………75
2.5.11. Presión………………………………………..………………………………….76
2.5.12. Flujo……………..………………………………………………………………..76
2.5.13. Absorción………..……………………………………………………………….76
2.5.14. Tipos de absorción……………………..……………………………………….77
2.5.15. Correlación matemática………………………………………………………..78
2.6. Sistema de variables……………………………………………………………….80
2.7. Definición de términos básicos……………………………………………………81
3. CAPITULO III. MARCO METODOLÓGICO……………..…..……………………88
3.1. Tipo de investigación...................................................................................88
3.2. Diseño de la investigación...........................................................................90
3.3. Técnica de recolección de datos.................................................................91
DERECHOS RESERVADOS
3.4. Instrumentos de recolección de datos.........................................................93
3.5. Fases de la investigación...........................................................................101
4. CAPITULO IV: ANÁLISIS DE RESULTADOS…….………………...……….....108
4.1. Identificación de las condiciones actuales del sistema de hidrogenación de
acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María
Campos......................................................................................................108
4.1.1. Temperatura…………………………………………………………………….118
4.1.2. Presión…………………………………………………………………………..123
4.1.3. Concentración de acetileno……………………………………………………124
4.2. Determinación de la actividad y selectividad catalítica actual del sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana María Campos..............................................................127
4.2.1. Actividad catalítica……………………………………………………………...127
4.2.2. Selectividad catalítica………………………………...………………………..134
4.3. Cálculo de las pérdidas de etileno del sistema de hidrogenación de
acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María
Campos………………………………………………………………………….144
4.4. Correlación de las pérdidas de etileno respecto al porcentaje de carga del
sistema de hidrogenación de acetileno a distintas temperaturas
diferenciales de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María
Campos......................................................................................................150
4.4.1. Ajuste por métodos de mínimos cuadrados mediante Excel………………152
CONCLUSIONES
RECOMENDACIONES
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS
ANEXOS
DERECHOS RESERVADOS
ÍNDICE DE TABLAS
pág. Tabla 2.1. Clasificación elemental de reactores según las fases, el modo de
operación y frecuencia de uso en la industria……………..………………………….65
Tabla 3.1. Equipos involucrados en el sistema de hidrogenación..........................94
Tabla 3.2. Indicación de las termocuplas y medidores de los equipos asociados al
sistema de hidrogenación.......................................................................................95
Tabla 3.3. Datos operacionales del sistema de hidrogenación de
acetileno..................................................................................................................96
Tabla 3.4. Parámetros operacionales para la determinación de la actividad
catalítica..................................................................................................................96
Tabla 3.5. Parámetros operacionales para la determinación del factor de
selectividad.............................................................................................................97
Tabla 3.6. Parámetros operacionales para la evaluación de conversión de 1,3-
Butadieno a través del sistema Starlims.................................................................97
Tabla 3.7. Datos operacionales necesarios para determinar las pérdidas de etileno
a través del sistema Starlims..................................................................................98
Tabla 3.8. Variables necesarias para correlacionar las pérdidas de etileno con
respecto al porcentaje de carga del sistema de hidrogenación de
acetileno..................................................................................................................99
Tabla 4.1. Especificación del sistema de hidrogenación de acetileno de la planta
Olefinas I...............................................................................................................109
Tabla 4.2. Parámetros que influyen en la actividad y selectividad catalítica de los
catalizadores de base de níquel ……………………………......……………………112
Tabla 4.3. Indicación de las termocuplas, medidores y analizadores dentro de los
reactores 101-DB/C..............................................................................................114
DERECHOS RESERVADOS
Tabla 4.4. Valores de diseño de los parámetros operacionales presente en los
reactores…………………………………………………………………………….......118
Tabla 4.5. Aporte de diferencial de temperatura de cada zona al diferencial total
del reactor 101-DB................................................................................................130
Tabla 4.6. Aporte de diferencial de temperatura de cada zona al diferencial total
del reactor 101-DC................................................................................................130
Tabla 4.7. Datos obtenidos del factor de selectividad para el reactor 101-
DB.........................................................................................................................137
Tabla 4.8. Datos obtenidos del factor de selectividad para el reactor 101-
DC.........................................................................................................................138
Tabla 4.9. Conversión de 1,3-Butadieno para el tiempo de evaluación, según los
datos reportados por el sistema automatizado
Starlims………………………………………………………………………………….142
Tabla 4.10. Pérdidas de etileno en el reactor 101-
DB.........................................................................................................................145
Tabla 4.11. Pérdidas de etileno en el reactor 101-
DC.........................................................................................................................146
Tabla 4.12. Limitaciones actuales de la planta, en relación al sistema de
hidrogenación de acetileno……………………………………………………………148
Tabla 4.13. Datos necesarios para realizar la correlación del reactor 101-DB
presente en el sistema de hidrogenación de acetileno…………………………….151
Tabla 4.14. Datos necesarios para realizar la correlación del reactor 101-DC
presente en el sistema de hidrogenación de acetileno…………………………….152
Tabla 4.15. Resultados de la correlación, obtenidos a través de Excel para el
reactor 101-DB………………………………………………………………………….161
Tabla 4.16. Resultados de la correlación, obtenidos a través de Excel para el
reactor 101-DC………………………………………………………………………….162
Tabla 4.17. Resumen del estudio de las correlaciones realizadas al sistema de
hidrogenación de acetileno……………………………………………………………164
DERECHOS RESERVADOS
ÍNDICE DE FIGURAS
pág. Figura 2.1. Organigrama general de la corporación de la petroquímica de
Venezuela...............................................................................................................28
Figura 2.2. Localización geográfica del Complejo Petroquímico Ana María
Campos…………………………………………………………………………………...29
Figura 2.3. Planimetría del Complejo Petroquímico Ana María Campos...............32
Figura 2.4. Diagrama de planta de Olefinas I.........................................................51
Figura 2.5. Diagrama del sistema de hidrogenación de acetileno 101-
DA/B/C………………………………………………………………………………........53
Figura 2.6. Esquema de la localización espacial de las termocuplas dentro de los
reactores de hidrogenación de acetileno 101-D A/B/C...........................................55
Figura 2.7. Efecto del contenido de azufre y temperatura de entrada sobre la
actividad del catalizador..........................................................................................72
Figura 4.1. Menú general del sistema PI de la planta Olefinas I..........................115
Figura 4.2. Sistema de hidrogenación de acetileno..............................................116
Figura 4.3. Diagrama de la distribución de las termocuplas presente en los
reactores del sistema de hidrogenación de acetileno...........................................117
Figura 4.4.Perfil de temperatura del reactor 101-DB del sistema de hidrogenación
de acetileno...........................................................................................................119
Figura 4.5. Perfil de temperatura del reactor 101-DC del sistema de hidrogenación
de acetileno...........................................................................................................120
Figura 4.6. Comportamiento de la temperatura diferencial, temperatura de entrada
y salida del reactor 101-DB...................................................................................121
Figura 4.7. Comportamiento de la temperatura diferencial, temperatura de entrada
y salida del reactor 101-DC..................................................................................122
Figura 4.8. Tendencia de la presión del reactor 101-DB/C...................................123
Figura 4.9. Concentración de acetileno a la salida del reactor 101-DB................125
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.10. Concentración de acetileno a la salida del reactor 101-DC..............125
Figura 4.11. Perfil de temperatura de las termocuplas instaladas en el reactor 101-
DB.........................................................................................................................128
Figura 4.12. Perfil de temperatura de las termocuplas instaladas en el reactor 101-
DC.........................................................................................................................129
Figura 4.13. Perfil de aporte del diferencial de temperatura entre cada una de las
zonas al diferencial total de temperatura de entrada y salida del reactor 101-
DB……………………………………………………………………………...………...132
Figura 4.14. Perfil de aporte del diferencial de temperatura entre cada una de las
zonas al diferencial total de temperatura de entrada y salida del reactor 101-
DC………………………………………………………………………………………..132
Figura 4.15. Conversión de DMDS a H2S en función a la temperatura de entrada
de los reactores 101-DA/B/C................................................................................135
Figura 4.16. Sistema automatizado de laboratorio Starlims del Complejo Ana María
Campos………………………………………………………………………………….137
Figura 4.17. Tendencia del factor de selectividad para el reactor 101-DB...........139
Figura 4.18. Tendencia del factor de selectividad para el reactor 101-DC...........139
Figura 4.19. Conversión de 1,3-Butadieno en el reactor 101-DB.........................142
Figura 4.20. Conversión de 1,3-Butadieno en el reactor 101-DC.........................143
Figura 4.21. Tendencia de pérdidas de etileno en el reactor 101-DB..................146
Figura 4.22. Tendencia de pérdidas de etileno en el reactor 101-DC..................147
Figura 4.23. Logo de inicio de Excel.....................................................................152
Figura 4.24. Ventana en blanco para realizar el ajuste de mínimos cuadrados...153
Figura 4.25. Hoja de cálculo con los valores de la variable independiente y
dependiente..........................................................................................................154
Figura 4.26. Hoja de cálculo para gráficos en dispersión.....................................154
Figura 4.27. Hoja de cálculo con el gráfico de dispersión con líneas rectas y marcadores...........................................................................................................155
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.28. Hoja de cálculo de gráfico de dispersión con líneas rectas y
marcadores con presentación...............................................................................156
Figura 4.29. Hoja de cálculo con gráfico de dispersión con líneas rectas y
marcadores en una hoja nueva............................................................................157
Figura 4.30.Hoja de cálculo con gráfico con la opción agregar línea de
tendencia..............................................................................................................158
Figura 4. 31. Hoja de cálculo con gráfico y opciones de líneas de tendencia......158
Figura 4.32. Hoja de cálculo con gráfico y selección de opciones de líneas de
tendencia..............................................................................................................159
Figura 4.33. Gráfico, ecuación y coeficiente de correlación.................................160
DERECHOS RESERVADOS
DEDICATORIA
Ante todo a Dios.
A mi mamá Mirela, por ser la luz y el amor de mi vida.
A mi papá Ramiro por recordarme siempre cuánto vale la pena esforzarse.
A mi hermano Ramiro Jesús por ser la constancia y dedicación de todos mis días.
Con ustedes todo, sin ustedes nada.
DERECHOS RESERVADOS
AGRADECIMIENTO
A Dios por siempre darme un amor infinito, fuerzas para seguir luchando además
de protección y sabiduría para enfrentar cada una de las circunstancias que se
presentan a diario. Gracias por mis sueños y mis alegrías.
A mis padres, por su apoyo incondicional, guiarme, complacerme, cuidarme y
quererme como solo ustedes saben hacerlo. Mami, gracias por tu infinita
paciencia.
A mi hermano por darme todo su cariño, compañía y ejemplo. Sé que donde
quieras que yo esté, tú vas a estar.
A mis amigos, por ser mi momento de distracción.
A mi tutora académico Gladys Quevedo, y al profesor Waldo Urribarri, por su
paciencia y dedicación para la realización de esta investigación.
A mi tutor industrial Juan Diego Brito, por ayudarme, aconsejarme y explicarme en todo momento.
A URU, Pequiven y Olefinas I, por construir mis conocimiento. Siempre con la meta de ser cada día mejor profesional.
Anhele tanto este momento, y con ustedes fue posible. Muchas Gracias.
DERECHOS RESERVADOS
Perozo Morles, Carmen Emilia. “PÉRDIDAS DE ETILENO EN EL SISTEMA DE HIDROGENACIÓN DE LA PLANTA OLEFINAS I DEL COMPLEJO PETROQUÍMICO ANA MARÍA CAMPOS”. Trabajo especial de grado para optar al título de Ingeniero Químico. Universidad Rafael Urdaneta. Facultad de Ingeniería. Escuela de Ingeniería Química. Maracaibo. Venezuela. 2014. 191 p.
RESUMEN Se estudió el sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María Campos, conformado por los reactores de acetileno, provistos con un catalizador de Clariant OLEMAX-100 con níquel como principio activo, en donde se lleva a cabo un proceso de hidrogenación selectiva. El presente trabajo especial de grado tiene como principal objetivo correlacionar las pérdidas de etileno en función del porcentaje de carga para las condiciones actuales del lecho catalítico. Para el desarrollo de esta correlación se identificaron parámetros operacionales de dichos reactores durante seis semanas. Analizando principalmente los perfiles de temperatura, concentración de acetileno, factores de selectividad, conversión de 1,3 – Butadieno y pérdidas de etileno. Del análisis de las tendencias de temperatura, el perfil presentado por los reactores evidenció un comportamiento adecuado, sin embargo luego de realizar un estudio más exhaustivo por zonas se concluyó que hay baja actividad en la zona del fondo del lecho catalítico. Los factores de selectividad presentaron valores muy altos indicando que los reactores no son selectivos para el proceso que ejecutan, además de evidenciar altas conversiones de 1,3-Butadieno. De acuerdo a los resultados obtenidos, dadas las limitaciones actuales del modelo, ya que no existen monitoreo de dosificación de dimetil disulfuro, presión parcial de hidrógeno, medidores para el flujo de gas de proceso, entre otros parámetros operacionales presente en dicho sistema; el desarrollo de la correlación matemática por ajuste de mínimos cuadrados no permite predecir el efecto de las variaciones del porcentaje de carga de la planta sobre las pérdidas de etileno y las temperaturas diferenciales, se recomienda continuar con la toma de muestra o rehabilitar el sistema de análisis químico en línea en la entrada y mejorar el de salida del sistema de hidrogenación de acetileno a fin de tener mayor número de datos para la correlación. Palabras claves: temperatura, hidrogenación, actividad, selectividad, pérdidas. Email: [email protected].
DERECHOS RESERVADOS
Perozo Morles, Carmen Emilia. “LOSS OF ETHYLENE FOR HYDROGENATION FROM THE PETROCHEMICAL PLANT OLEFINS I, LOCATED IN ANA MARIA CAMPOS COMPLEX”. Special grade work to obtain the degree in Chemical Engineering. Universidad Rafael Urdaneta. Faculty of engineering. School of chemical engineering. Maracaibo. Venezuela. 2014.191 p.
ABSTRACT The hydrogenation system for acetylene was studied at an Olefin’s plant I, in the Ana Maria Campos petrochemical complex. This system consisted of acetylene reactors provided with a catalyst of Clariant OLEMAX-100 and nickel as an active ingredient which is where the selective hydrogenation process takes place. This special grade report has as its main objective to correlate the loss of Ethylene with the percentage of load to the current conditions of the catalytic bed. The operational parameters of the reactors were identified throughout the development of its correlation for six weeks. The assessment was based on the analysis of the temperature profiles, the concentration of acetylene, selectivity factors, the conversion of 1.3 – butadiene, and the loss of ethylene. Analysis on the temperature trends showed an appropriate behavior from the reactors; however, after a more exhaustive analysis done on the areas, it was concluded that there is low activity performed in the bottom area of the catalytic bed. Also, selectivity factors showed very high values indicating that the reactors were not selective through their performance as well as demonstrating high conversions of 1.3-butadiene. Moreover, given the limitations found on the current model such as no monitoring of dosage of dimethyl disulfide, partial pressure of hydrogen, process gas flow meters, among others operational parameters; the development of mathematical correlation done by least squares adjustment does not allow to predict the effect of the charge percent variations of the Olefin’s plant on differential temperatures as well as the loss of ethylene. Therefore, it is recommended to continue testing samples or rehabilitating chemical analysis on the entry system in order to improve the output of the hydrogenation system of acetylene. In this way, a greater number of data can be obtained for correlation.
Key words : Temperature, hydrogenation, activity, selectivity, loss. Email address: [email protected].
DERECHOS RESERVADOS
INTRODUCCIÓN
Desde el último tercio del siglo XIX, el petróleo es la energía primaria más
importante del mundo. A partir de entonces se puede decir que comenzó el
desarrollo de la industria petrolera y el verdadero aprovechamiento de un recurso
que indudablemente ha contribuido a la formación del mundo actual. La alta
dependencia que se tiene de este recurso es por la amplia gama de productos que
de él se obtiene. La industria petroquímica permite el procesamiento del petróleo,
el gas asociado o cualquier otro producto proveniente de ellos, para convertirlos
en productos de mayor valor.
En Venezuela, Pequiven, Petroquímica de Venezuela, SA, es considerada una
empresa líder en producción de 3 líneas específicas de comercialización:
fertilizantes; productos químicos industriales y olefinas; así como resinas plásticas,
fundamentales para el desarrollo de la industria petroquímica en cuanto a la
creación de productos importantes, impulsando el desarrollo social y económico
del país.
Para el desarrollo de sus actividades, Pequiven cuenta con tres Complejos
Petroquímicos: Morón, Ana María Campos y José Antonio Anzoátegui. Además de
una gran variedad de sedes, plantas y empresas mixtas. Dentro del Complejo
Petroquímico Ana María Campos, ubicado en el estado Zulia, se encuentra
localizada la planta Olefinas I, donde se producen olefinas como propileno y
etileno y subproductos como hidrógeno, dripoleno y aceites pesados, utilizando
como materia prima propano y etano.
La producción de olefinas es una de las actividades de mayor relevancia en la
industria petroquímica; ya que de las olefinas obtenidas, el etileno es uno de los
DERECHOS RESERVADOS
16
derivados de hidrocarburos más importante por la producción de un gran número
de derivados, como las diferentes clases de polietileno, cloruro de vinilo,
compuestos clorados, óxidos de etileno, monómeros de estireno entre otros, que
tienen aplicación en plásticos, recubrimientos,entre otros.
El proceso de elaboración de olefinas en esta planta, está dividido principalmente
en dos áreas: el área de producción y el área de servicio: El área de producción
está constituida por el área caliente y el área fría. El área caliente, representa una
parte fundamental para el completo desarrollo de los parámetros establecidos a
nivel operacional y de diseño del proceso de producción de etileno y propileno.
La calidad de las olefinas es muy importante, por eso durante el proceso de
manufactura de las mismas en dicha área, el gas es sometido a diferentes
tratamientos dentro de la sección de purificación, la cual consta de tres secciones
como son la hidrogenación de acetileno, lavado cáustico y secado del gas de
proceso, esto con la finalidad de garantizar que el etileno y propileno se obtengan
dentro de los estándares establecidos.
El sistema de hidrogenación de acetileno está conformada por los reactores de
acetileno, en donde se lleva a cabo un proceso de hidrogenación selectiva,
promoviendo la reacción de acetileno en exceso de hidrógeno, sin causar la
reacción de olefinas, además se reducen la concentración de acetileno a valores
menos de 1 ppm. Debido a su relevante importancia dentro del proceso de
producción, estos reactores deben funcionar correctamente para impedir pérdidas
no solo en esta parte, sino en las diferentes secciones de la planta.
El proceso de hidrogenación selectiva llevado a cabo en estos reactores, son
reacciones que generan calor y en consecuencia la temperatura del gas aumenta
dentro del reactor. El incremento de temperatura generado es una medida
importante del comportamiento del reactor, el cual debe estar entre 30.5-38 ºC,
DERECHOS RESERVADOS
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balanceado por inyección de azufre para controlar la actividad del catalizador,
garantizar la selectividad y evitar la desulfuración del lecho catalítico, con la
finalidad de optimizar el proceso reduciendo las pérdidas de etileno.
Es por ello, que la presente investigación tiene como objetivo correlacionar las
pérdidas de etileno respecto al porcentaje de carga del sistema de hidrogenación
de acetileno de la planta Olefinas I, con la finalidad de proveer herramientas de
análisis que permitan conocer el comportamiento de cada una de las variables
operacionales de los reactores de acetileno, como: temperatura, presión,
concentración de acetileno, 1,3-Butadieno, entre otras variables; así como también
las alteraciones y efectos que producen una modificación del sistema cuando varia
algún parámetro que influye en el proceso, permitiendo la toma de decisiones
oportunas para la reducción de las pérdidas de etileno.
Este trabajo está estructurado por un Capítulo I, llamado Planteamiento del
problema en el cual se referirá al problema que da origen al estudio, la
delimitación y justificación de la investigación, así como los objetivos planteados
para la resolución del mismo. El Capítulo II, presenta el marco teórico en el cual se
presenta una breve descripción de la empresa y estarán las bases teóricas y los
antecedentes de la investigación, necesarias para sustentar y entender el tema
estudiado.
El Capítulo III, está conformado por el marco metodológico donde se identificó el
tipo y diseño de la investigación, las técnicas y recolección de datos, el
instrumento mediante el cual se recolectó la información y las fases llevadas a
cabo para llegar a la solución del problema planteado. El Capítulo IV, muestra los
resultados obtenidos de la investigación y también un análisis de los mismos.
Finalmente, se presentarán las conclusiones y las recomendaciones con la
finalidad de aportar soluciones a la planta.
DERECHOS RESERVADOS
CAPÍTULO I
EL PROBLEMA
1.1. Planteamiento del problema Desde hace más de 50 años el desarrollo de la química ha demostrado
mundialmente que el petróleo es la materia prima ideal para la síntesis de la
mayor parte de los productos químicos que representan un alto consumo. Además
de estar conformado por una gran variedad de compuestos que a su vez son de
gran importancia, ya que permite crecer y desarrollar la posibilidad de nuevos
subproductos.
La industria petroquímica es la rama de la industria química, que utiliza
principalmente materia prima de origen fósil. Se encarga del procesamiento del
petróleo, el gas natural y/o gas asociado o cualquier otro producto proveniente de
ellos, para obtener una gran cadena de productos petroquímicos utilizado en
diversas industrias de plásticos, fertilizantes, farmacéutica, química, textil,
alimentos, entre otras.
Dicha industria, nace en Venezuela en el año 1956 con la creación del IVP hoy
Petroquímica de Venezuela, S.A (PEQUIVEN), la cual posee tres Complejos
ubicados a todo lo largo de la geografía del país: Complejo Morón, en el estado
Carabobo, Complejo Ana María Campos, ubicado en la bahía del Tablazo, Estado
Zulia, y el Complejo José Antonio Anzoátegui, ubicado en las cercanías de la
población de José, estado Anzoátegui.
Desde sus inicios, la industria petroquímica venezolana se ha dedicado a la
producción y comercialización de olefinas, poliolefinas, fertilizantes, metanol,
DERECHOS RESERVADOS
19
aromáticos; derivados principalmente del gas natural, con capacidad exportadora
a los mercados nacionales e internacionales, siendo participe de la base
económica del país.
Dentro del Complejo Ana María Campos, se encuentra localizada la planta
Olefinas I, la cual fue diseñada por Kellogg en el año 1976 utilizando propano o
etano como alimentación, logrando una capacidad de 150 MTMA de etileno grado
polímero y hasta 96 MTMA de propileno grado químico. Siendo hasta el año 1991-
1992 que se ejecutó un proyecto de expansión para llevar la capacidad hasta 250
MTMA de etileno grado polímero y hasta 130 MTMA de propileno grado polímero.
La planta se divide principalmente en dos áreas: el área de servicio y el área de
producción; el área de servicio es toda infraestructura de servicios industriales que
requieren las distintas plantas instaladas. En efecto, el complejo cuenta con sus
propios sistemas de generación y distribución de electricidad, aire comprimido y
vapor, sistemas de tratamiento y suministro de agua potable, agua
desmineralizada, agua de enfriamiento, entre otros.
El área de producción por su parte, está constituida por el área fría y el área
caliente, esta última cuenta con secciones de pirólisis y craqueo, purificación,
compresión, refrigeración, fraccionamiento y almacenamiento. En la sección de
purificación del gas de proceso proveniente de los hornos de pirólisis, se eliminan
la mayor parte de las impurezas contenidas en el producto deseado, al disminuir
su concentración dentro de las especificaciones de calidad exigidas.
Uno de los equipos contenidos dentro de dicha sección son los reactores de
acetileno, en donde mediante un sistema de hidrogenación selectiva se reducen la
concentración de acetileno a valores menos de 1 ppm. Este sistema de
hidrogenación, cuenta con tres reactores (101-D A/B/C) de lecho fijo, adiabáticos,
configurados para operar en paralelo (dos reactores a la vez y uno en
DERECHOS RESERVADOS
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regeneración), provistos con un catalizador de Clariant OLEMAX-100 con níquel
como principio activo.
La hidrogenación selectiva de acetileno se logra por la inyección de azufre (bajo la
forma de dimetil disulfuro) a la entrada de los reactores. El proceso de purificación
de etileno necesita la hidrogenación de acetileno (C2H2), sin hidrogenar mucho
etileno (C2H4). El mencionado catalizador trabaja adecuadamente con acetileno
(C2H2) pero se tiene que controlar la actividad para evitar hidrogenación excesiva
de etileno (C2H4) ya que se produciría etano, que implica pérdidas del producto.
Adicional a ello, la reacción de hidrogenación es exotérmica, y como regla general
para reacciones químicas, la velocidad de la reacción aumenta con el incremento
de la temperatura. Este principio de incremento de la velocidad de reacción con
temperatura se aplica también a la reacción de hidrogenación utilizando el
catalizador, a diferencia de la actividad, que tiene un efecto opuesto. Por lo que se
requiere el control de temperatura del proceso para generar la actividad que
necesita la remoción de acetileno, balanceado por inyección de azufre (bajo la
forma de dimetil disulfuro) para mantener la selectividad y reducir las pérdidas de
etileno.
Sin embargo, en la actualidad la unidad de hidrogenación de acetileno de Olefinas
I no cumple con lo planteado anteriormente, por tanto se considera que no está
operando en óptimas condiciones, razón por la cual se crea la necesidad de
realizar un método estimado de cálculo de selectividad, actividad del lecho
catalítico para calcular las pérdidas de etileno en los reactores de hidrogenación
de acetileno en función del porcentaje de carga de la planta, con la finalidad de
orientar en el monitoreo y control de determinadas variables en el sistema de
hidrogenación, ya que la implementación de este método, servirá de apoyo al
personal en la toma de decisiones operacionales, dando soluciones concretas al
problema presentado, y a su vez darle confiabilidad al proceso.
DERECHOS RESERVADOS
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1.2. Objetivos 1.2.1. Objetivo general Correlacionar las pérdidas de etileno en función del porcentaje de carga en el
sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana María Campos para las condiciones actuales del lecho
catalítico.
1.2.2. Objetivos específicos
1. Identificar las condiciones actuales del sistema de hidrogenación de
acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
2. Determinar la actividad y selectividad catalítica actual del sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana María Campos.
3. Calcular las pérdidas de etileno del sistema de hidrogenación de acetileno
de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
4. Correlacionar las pérdidas de etileno respecto al porcentaje de carga del
sistema de hidrogenación de acetileno a distintas temperaturas
diferenciales de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
1.3. Justificación La planta de Olefinas I representa una de las plantas más importantes dentro del
Complejo Petroquímico Ana María Campos, debido a que proporciona materia
DERECHOS RESERVADOS
22
prima para llevar a cabo procesos en otras plantas dentro del complejo. Por esto,
es necesario que el funcionamiento operacional de esta planta sea excelente, ya
que genera altos ingresos de producción e invierte una parte considerable en
materia prima por lo que se requiere un eficiente uso de la misma.
El producto principal de la planta es etileno, que se sintetiza por medio de
complejo proceso, incluyendo el sistema de hidrogenación. El cual representa una
parte fundamental para el completo desarrollo de los parámetros establecidos a
nivel operacional, de diseño del proceso de producción.
Este sistema de hidrogenación está en presencia de un catalizador, las
condiciones de los catalizadores cambian lentamente con el tiempo; los cambios
son en función de semanas o meses. Un cambio brusco de la concentración de
acetileno en la salida es principalmente causada por variaciones en la
composición de la alimentación, niveles de dimetil disulfuro (DMDS),
contaminantes, temperatura, presión, baja selectividad entre otras. Teniendo como
consecuencia la disminución de la cantidad de etileno esperada.
Debido a la criticidad operativa de los reactores de acetileno, estos requieren
evaluación periódica. Actualmente estos presentan bajas conversiones que
generan pérdidas significativas de etileno,teniendo como consecuencia
disminución en los parámetros de calidad que afectaran a largo plazo la demanda
de los productos finales de dicho complejo, por lo que se hace necesaria una
evaluación exhaustiva del sistema de hidrogenación.
Por esta razón se correlacionanvariables cuantitativas presentes en los reactores
(101-D A/B/C) del sistema de hidrogenación, por medio de un método estimado de
cálculo, evitando las posibles desviaciones capaces de ocasionar problemas de
mayor amplitud tanto en la sección de hidrogenación como en otras áreas
operativas de la planta; además de incrementar la cantidad de etileno producido,
DERECHOS RESERVADOS
23
generando beneficios al complejo, siendo el ámbito económico el más significativo.
Ya que el origen de las altas pérdidas reside principalmente en el manejo
inapropiado de las variables que afectan la operación óptima de los reactores de
acetileno.
Según el punto de vista teórico, esta investigación generará reflexión y discusión,
sobre los conocimientos existente en el área investigada como dentro del ámbito
operacional y dentro del plano de evaluación del proceso, se podrá conocer el
comportamiento de cada una de las variables, así como también las alteraciones y
efectos que producen alguna modificación del sistema cuando varia algún
parámetro que influye en el proceso.
Desde el punto de vista técnico, esta investigación generará un nuevo estereotipo
de cálculo, los cuales no solo están enfocados hacia la industria química y
petroquímica sino también para fundamentos de otras investigaciones.
1.4. Delimitación 1.4.1. Delimitación espacial Esta investigación se llevó a cabo en la planta de Olefinas I ubicada en el
Complejo Petroquímico Ana María Campos, Municipio Miranda, Estado Zulia.
1.4.2. Delimitación temporal Este trabajo se realizó en el periodo comprendido entre el mes de septiembre de
2013 y el mes de septiembre de 2014.
DERECHOS RESERVADOS
24
1.4.3. Delimitación científica Para la realización de esta investigación, se utilizaran los conocimientos
adquiridos en las cátedras: Ingeniería de las Reacciones, Operaciones Unitarias,
Balances de masa y energía, Química Orgánica, ya que se plantea la necesidad
de consultar los principios y términos de conversión, selectividad, actividad,
reacciones heterogéneas, reactores de lecho fijo, cinética de reacciones no
elementales, funcionamiento de equipos, absorción, además de clasificar
compuestos químicos según su estructura molecular, propiedades y síntesis
formados principalmente por moléculas que contienen carbono formando enlaces
covalentes carbono-hidrógeno. DERECHOS RESERVADOS
CAPÍTULO II
MARCO TEÓRICO
El presente capítulo ha sido estructurado de tal manera que permita un fácil
abordaje y compresión de las bases teóricas en el cual se soporta el trabajo de
investigación. También se describirá el proceso de producción de la planta, se
presentarán los estudios previos o antecedentes, así como una serie de
definiciones que servirán de ayuda para complementar los conocimientos básicos,
con la finalidad de establecer un marco de referencia, a fin de encontrar la
solución más conveniente al problema planteado.
2.1. Descripción de la empresa Petroquímica de Venezuela (PEQUIVEN), es la empresa del estado venezolano
que se encarga de producir y comercializar productos químicos y petroquímicos
para los mercados nacionales e internacionales, y propicia a su vez la creación de
empresas mixtas para el desarrollo de otra cadena de productos.
PEQUIVEN, desde que fue creada en 1977, asumió las fundaciones y operaciones
de lo que fuera el Instituto Venezolano de Petroquímica (IVP), inaugurado en el
año 1955. Desde marzo de 1978, cuando se constituyó filial de Petróleos de
Venezuela (PDVSA), PEQUIVEN ha vivido sucesivas etapas de reestructuración,
hasta llegar a convertirse en una corporación petroquímica estratégica nacional.
El 25 de Junio de 2005, por decreto, PEQUIVEN pasó de ser filial de PDVSA, para
convertirse en una corporación independiente, adscrita al Ministerio del Poder
Popular de Petróleo y Minería.Esta independencia le permitirá a la empresa la
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consolidación de un sector industrial fortalecido, capaz de impulsar las industrias
transformadoras del plástico, agroindustria e incrementar las fuentes de empleo en
el país; generando un alto desarrollo económico.
2.1.1. Actividad económica PEQUIVEN está integrado por tres complejos petroquímico: Ana María Campos
en el estado Zulia, Morón en el estado Carabobo y José en el estado Anzoátegui.
Se encuentra organizada en unidades de negocio que atienden el desarrollo de
tres líneas de productos químicos: Olefinas y sus derivados, Fertilizantes y
Productos Químicos Industriales, además participa directamente en veintidós
empresas mixtas compuestas por socios locales e internacionales.
Ofreciendo más de cuarenta productos petroquímicos en los mercados nacionales
e internacionales. Su visión internacional del negocio y la vinculación con
importantes socios en la conformación con las empresas mixtas en la que
participa, le ha permitido consolidar una importante presencia en el mercado
nacional y mundial.
PEQUIVEN tiene una estructura empresarial bastante compleja compuesta por
nueve empresas filiales, tres empresas relacionadas y veintidós empresas mixtas,
cada una de las cuales está orientada a desarrollar actividades operacionales,
comerciales y/o financieras.
Esta corporación cuenta con una serie de ventajas comparativas que ofrece
Venezuela en el área petroquímica:
� País petrolero con abundantes reservas de gas natural.
� Posición geográfica favorable para acceder a mercados regionales y
globales en crecimiento.
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27
� Disponibilidad de una importante infraestructura industrial en áreas claves
para la expansión.
2.1.2. Misión Producir y comercializar con eficiencia y calidad productos químicos y
petroquímicos, en armonía con el ambiente y su entorno, garantizando la atención
prioritaria a la demanda nacional, con el fin de impulsar el desarrollo económico y
social de Venezuela.
2.1.3. Visión Ser la Corporación capaz de transformar a Venezuela en una potencia
petroquímica mundial para impulsar su desarrollo.
2.1.4. Organización La estructura de PEQUIVEN puede verse a través del siguiente organigrama:
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JUNTA DIRECTIVA PEQUIVEN
COMPLEJO MORON COMPLEJO JOSE
GERENCIA GENERAL
COMPLEJO ANA MARIA CAMPOS
Asuntos Legales
Gerencia de Producción
Gerencia de Mantenimiento
Gerencia de Suministro
Gerencia de Técnica
Gerencia de Recursos
Humanos y Servicios
Gerencia de Finanzas
Gerencia de Servicios Generales
Gerencia de Seguridad, Higiene y Ambiente
Gerencia de Asuntos Públicos
Figura 2.1. Organigrama general de la corporación de la petroquímica de
Venezuela. (PEQUIVEN, 2009).
En el Complejo Ana María Campos, a partir de gas natural y sal común, se
desarrollan tres líneas de productos de naturaleza eminentemente estratégica
para la región y el país, cuyos usos y aplicaciones están asociados con la vida
diaria de toda población. Estas líneas son: cloro y soda utilizados como insumos
para purificación del agua y para múltiples usos industriales; fertilizantes los cuales
apoyan el desarrollo agrícola y a las políticas del desarrollo alimentario; plásticos
(polietileno y polipropileno, PVC) los cuales tienen una gran aplicación en la
elaboración de artículos de uso cotidiano.
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2.1.5. Localización geográfica El Complejo Petroquímico Ana María Campos, se encuentra ubicado en la costa
oriental del Lago de Maracaibo del Estado Zulia, Los Puertos de Altagracia,
Municipio Miranda, Parroquia San José.
Figura 2.2. Localización geográfica del Complejo Petroquímico Ana María
Campos (PEQUIVEN, 2009).
2.1.6. Proceso productivo En el Complejo Petroquímico Ana María Campos opera las siguientes
instalaciones propias de PEQUIVEN y de varias empresas mixtas, las cuales son:
Planta de Gas Natural Licuado I y II (LGN I y II): estas plantas procesan el gas
natural proveniente del Lago de Maracaibo para producir: metano, el cual se usa
DERECHOS RESERVADOS
30
como materia prima para la producción de amoníaco y como combustible en
complejo; etano y propano, que sirve de materia prima para a las plantas de
Olefinas; butano y gasolina natural, los cuales son enviados a las refinerías de
Bajo Grande.
Planta de Amoníaco: en el Complejo existen dos plantas gemelas A y B para la
producción de amoníaco con una pureza de 99.5%. El amoníaco es la materia
prima fundamenta para la producción de urea. Se obtiene de la reacción del
hidrógeno, generado a partir de la reformación del gas natural, con el nitrógeno
que libera por combustión del aire.
Planta de Urea: están diseñadas para producir 1200 TMD de urea cada una. La
urea, un sólido cristalino, es el resultado de la reacción química entre el amoníaco
líquido y el dióxido de carbono gaseoso, ambos suministrados por la planta de
amoníaco.
Planta de Cloro-Soda: utiliza como materia prima la sal común y agua
desmineralizada, de los cuales mediante un proceso de descomposición
electrolítica se obtienen el cloro y la soda cáustica. La planta de Cloro-Soda está
diseñada para producir 388.8 TMD de cloro y 436 de soda cáustica, y como
subproducto se obtiene adicionalmente 11.6 TMD de hidrógeno y 100 TMD de
ácido clorhídrico.
Planta Purificadora de Etano (PPE): se construyó con el objetivo de proveer el
etano que sirve de materia prima para la producción de etileno en las plantas de
Olefinas y minimizar así el consumo de propano, con la posibilidad de liberarlo
para la explotación por parte de PDVSA. La planta purificadora de etano tiene una
capacidad de diseño de 270 MTMA de etano.
Plantas de Olefinas I y II: utilizan como materia prima etano y propano para
producir etileno y propileno grado polímero por medio de un proceso de craqueo,
compresión y enfriamiento. La planta de Olefinas I tiene una capacidad hasta de
DERECHOS RESERVADOS
31
250 MTMA de etileno y 130 MTMA de propileno. Mientras que Olefinas II produce
386 MTMA de etileno y 130 MTMA de propileno.
Planta de Vinilos: está constituida por dos plantas MVC II y PVC II. El monocloruro
de vinilo (MVC), se obtiene a partir del etileno y cloro provenientes de las plantas
de Olefinas y Cloro-Soda respectivamente, la planta tiene una capacidad de 130
MTMA. La planta de policloruro de vinilo (PVC), está diseñada para producir 120
MTMA mediante la polimerización del MVC, la adición de aditivos y un iniciador.
Planta de Efluentes: está en capacidad de procesar los desechos líquidos
provenientes de las plantas que conforman el complejo acondicionándolas a los
niveles de calidad permisibles para ser descargados al Lago de Maracaibo.
Planta de Servicios Industriales: es la encargada de suministrar el vapor, agua y
energía a cada una de las plantas. Está constituida actualmente por diecisiete
calderas para la generación de vapor, cinco generadores de electricidad, una
productora de agua desmineralizada, una estación centralizada de aire
comprimido y un sistema de bombeo y distribución de agua contra incendio.
PEQUIVEN, también cuenta con empresas mixtas como los son: Poliolefinas
Internacionales (Polinter), Investigación y Desarrollo (Indesca), Química Venoco,
Polipropileno de Venezuela (Propilven), Productora de Alcoholes Hidratados
(Pralca), Produsal y empresas privadas como Estireno del Zulia (Estizulia), la cual
produce Poliestireno y Praxiar que está destinada a la producción de anhídrido
carbónico.
En la actualidad el Complejo Zulia se extiende sobre una superficie de 850
hectáreas las cuales solo utiliza un 60%. Se ha previsto disponer en el futuro de
suficiente espacio tanto para la ampliación de plantas existentes, como para la
realización de nuevos proyectos, en la faja central del Complejo se tiene las
plantas de Gas Licuado, Olefinas I y II y Cloro Soda. Al Norte de la faja las plantas
DERECHOS RESERVADOS
de Urea, Amoniaco, Vinilos I y II, PVC I y II, Planta Eléctrica y empresas mixtas
como: POLINTER, PROPILVEN, ESTIZULIA, entre otras
Figura 2.3. Planimetría
2.1.7. Materia prima utilizada En el Complejo Petroquímico Ana María Campos
constituye el gas natural, el cual se procesa en las plantas de LGN I y II para
producir metano (materia prima en la producción de amoníaco y combustible para
la generación eléctrica y de vapor), etano y propano (materia prima en las plantas
de Olefinas I y II), butano y gasolina natural. También se utiliza sal común como
materia prima en la planta de Cloro
de Urea, Amoniaco, Vinilos I y II, PVC I y II, Planta Eléctrica y empresas mixtas
como: POLINTER, PROPILVEN, ESTIZULIA, entre otras.
. Planimetría del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
(PEQUIVEN, 1999).
Materia prima utilizada
En el Complejo Petroquímico Ana María Campos, la materia prima fundamental la
constituye el gas natural, el cual se procesa en las plantas de LGN I y II para
producir metano (materia prima en la producción de amoníaco y combustible para
la generación eléctrica y de vapor), etano y propano (materia prima en las plantas
de Olefinas I y II), butano y gasolina natural. También se utiliza sal común como
ma en la planta de Cloro-Soda.
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de Urea, Amoniaco, Vinilos I y II, PVC I y II, Planta Eléctrica y empresas mixtas
del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
, la materia prima fundamental la
constituye el gas natural, el cual se procesa en las plantas de LGN I y II para
producir metano (materia prima en la producción de amoníaco y combustible para
la generación eléctrica y de vapor), etano y propano (materia prima en las plantas
de Olefinas I y II), butano y gasolina natural. También se utiliza sal común como
DERECHOS RESERVADOS
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2.1.8. Productos generados PEQUIVEN y sus Empresas Mixtas elaboran más de cuarenta productos, los
cuales han sido organizados en las siguientes líneas:
� Metano, etano, propano y butano (planta de LGN I y II).
� Etileno y Propileno (planta de Olefinas I y II).
� Cloro-Soda, hidrógeno y ácido sulfúrico (planta de Cloro-Soda).
� Amoníaco y urea (planta de fertilizantes).
� MVC (planta de Monocloruro de Vinilo).
� PVC (planta Policloruro de Vinilo).
� Polietileno de Alta Densidad (PEAD), Polietileno de Baja Densidad (PEBD),
Polietileno Lineal de Baja Densidad (PELBD) (empresa mixta Polinter).
� Polipropileno (empresa mixta Propilven).
2.2. Antecedentes
Huang (1979). “OPTIMIZE ACETYLENE REMOVAL”. Artículo publicado
enHYDROCARBON PROCESSING, Volumen 9, No. 10, p 131.
Dicho artículo tuvo como objetivo, revelar la sensibilidad de las variables y
parámetros cercanos a la operación óptima para la remoción de acetileno en una
planta de Olefinas. El autor determinó, sobre las condiciones de proceso
estudiadas, que la temperatura debía ser aumentada gradualmente (a medida que
el catalizador pierde selectividad) y estar muy bien controlada para evitar la
formación de aceite verde (Green oil).
DERECHOS RESERVADOS
34
En la investigación se concluyó que el acetileno es adsorbido prioritariamente que
el etileno en la superficie del paladio (catalizador), por lo tanto la hidrogenación del
etileno no comienza hasta que no se hidrogene todo el acetileno. A nivel comercial
se trata de remover el acetileno a un nivel específico entre 1 y 5 de partes por
millón (ppm).
Para alcanzar esto se manipula la temperatura de la alimentación y el porcentaje
de monóxido de carbono (CO).La pérdida de etileno es muy sensible a la
temperatura de alimentación, tanto así que si llegará a aumentar en 1 % causaría
un 29 % en la pérdida de etileno. La concentración de ppm de acetileno a la salida
del reactor igualmente es muy sensible a la temperatura de alimentación. Un
incremento del 1 % en la temperatura de entrada al reactor disminuiría los ppm de
acetileno a un 20 %.
El artículo se basó en el estudio de todas las condiciones operacionales que
podrían influir directamente en la concentración de acetileno, en la salida de un
reactor de hidrogenación con un catalizador de paladio soportado sobre alúmina
(Pd/A2O3), aportando de esta manera, información valiosa en esta área de la
investigación. Así como material de tipo teórico que permite argumentar la
investigación objeto de estudio.
Gobbo, Soares, Lansarin, Secchi y Ferreira. (2004). “MODELING, SIMULATION,
AND OPTIMIZATION OF A FRONT-END SYSTEM FOR ACETYLEN E
HYDROGENATION REACTORS”. Artículo publicado en Scientific Electronic
Library Online. Volumen 21, No 04, pp. 545-556.
En esta investigación se evaluó el modelado, simulación y optimización dinámica
de un sistema de reacción industrial de hidrogenación de acetileno. El proceso
consistió en tres reactores de lecho fijo adiabático, en serie, con enfriamiento entre
etapas. Estos reactores se encuentran después de la compresión y las secciones
DERECHOS RESERVADOS
35
de lavado cáustico de una planta de etileno, la caracterización de un sistema
frontal; en contraste con el sistema de extremo de cola, donde los reactores se
colocan después de la unidad de desetanizador.
Los perfiles de conversión y de selectividad de acetileno para los reactores están
optimizados, teniendo en cuenta la desactivación del catalizador y de las
limitaciones de proceso. Un perfil de temperatura óptima dinámica que maximiza
la producción de etileno y cumple con las especificaciones del producto se obtiene
mediante el control de las temperaturas de alimentación e intercoolers.
Este artículo hace un valioso aporte en lo que se refiere a un sistema de
hidrogenación de acetileno industrial porque proporciona los datos necesarios
para ajustar los parámetros cinéticos y de transporte.
Loza (2011). “CATALIZADORES COMERCIALES PARA LA REHABILITACIÓN
DE REACTORES DE HIDROGENACIÓN 103-D/104-D DE LA PLA NTA DE
OLEFINAS I DEL COMPLEJO ANA MARÍA CAMPOS” . (Trabajo Especial de
Grado para Optar al título de Ingeniero de Gas). Universidad Nacional
Experimental Rafael María Baralt, Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
La cual tuvo como objetivo el estudio del comportamiento del sistema de
hidrogenación de compuestos olefínicos mono/diolefinas así como también el
comportamiento catalítico de una serie de catalizadores comerciales de paladio
soportado (0.14% Pd/γ-Al2O3, 0.03% Pd/γ-Al2O3, 0.018% Pd/α - Al2O3 y 0.018%
Pd-0.05%Ag/α-Al2O3), para la hidrogenación de compuestos olefínicos,
mono/diolefinas presentes en las corrientes de propano de reciclo de la planta de
Olefinas I.
La actividad catalítica se evaluó mediante la hidrogenación de propileno a 24 y
40ºC y 1,3-butadieno a 100ºC, en ambos casos en ausencia y presencia de
DERECHOS RESERVADOS
36
propano, a presión atmosférica y a escala de laboratorio. La hidrogenación de una
corriente rica en propano se llevó a cabo a escala piloto a 100 y 150ºC, a 7 bar y
una relación H2/ (C3 de reciclo)= 0,8. El estudio concluyó con que la adición de
plata disminuye la cantidad de CO e H2 adsorbido.
La actividad inicial del catalizador 0.14% Pd/γ -Al2O3 fue alta pero se desactivo
rápidamente debido a la deposición de coque. El catalizador monometálico
soportado en α-Al2O3 sufrió una menor desactivación que los catalizadores
monometálicos soportados en γ-Al2O3. La adición de plata produce una drástica
disminución de la actividad como consecuencia del envenamiento de los sitios de
paladio metálico.
El catalizador 0.14%Pd/γ - Al2O3 resultó ser el más activo a escala de laboratorio,
mientras que a escala piloto todos los catalizadores fueron activos para la
hidrogenación de propileno y 1,3-butadieno. Obteniendo un aporte valioso a la
presente investigación, al suministrar información en cuanto a los diversos tipos de
catalizadores, y su influencia en la actividad y selectividad catalítica.
Gutiérrez y Parra (1999). “ANÁLISIS DE LOS CONVERTIDORES DE
ACETILENO 101-DA/B/C POR EFECTO DE CAMBIOS EN LA CA RGA DE LA
PLANTA OLEFINAS I – EL TABLAZO” . (Trabajo Especial de Grado para Optar al
título de Ingeniero Químico). Universidad del Zulia, Maracaibo. Venezuela.
Este trabajo tuvo como objetivo el desarrollo de correlaciones matemáticas que
predigan el efecto de los cambios en la carga de la Planta Olefinas I sobre los
convertidores de acetileno y la construcción de un modelo de simulación que
permita reproducir confiablemente la operación de los convertidores ante cualquier
condición de alimentación.
El punto de partida para la determinación de estas correlaciones fue el estudio de
los casos de variaciones en la alimentación más frecuentes y la definición de las
DERECHOS RESERVADOS
37
variables que cuantifican este efecto en el convertidor.El modelo creado
comprende tres etapas: la primera permite la reconciliación de la data cruda para
evitar las inconsistencias en los balances de masa y energía, producto de los
errores inherentes al método cromatográfico y al proceso de muestreo.
La segunda etapa, corresponde a la determinación de los parámetros cinéticos de
las reacciones ocurridas en el reactor que mejor representen la actividad del lecho.
La tercera utiliza los parámetros determinados para predecir los datos de salida
con errores menores al 5 % para la composición y temperatura.
El aporte de esta investigación se centró en la predicción oportuna de problemas
de actividad y/o selectividad en el lecho, lo cual consolida herramientas concretas
y confiables para la toma de decisiones sobre los convertidores facilitando la
reducción en las pérdidas de etileno, además de brindar soporte teórico y
metodológico para el estudio de la problemática actual.
2.3. Descripción general del proceso de la planta O lefinas I 2.3.1. Sección de pirólisis y craqueo Pirólisis del etano y el propano La fase inicial del proceso consiste en someter a altas temperaturas las corrientes
de hidrocarburos (etano y/o propano mezclados con vapor de agua a una relación
de 0.3 a 0.4. Kg. de vapor / Kg de hidrocarburo) para producir la desintegración
térmica (craqueo) de la molécula y su conversión a etileno, propileno y
subproductos. El gas de proceso resultante se compone de una mezcla de
productos olefínicos, gases incondensables, hidrocarburos de diferente orden
molecular y varias impurezas, tales como ácidos.
DERECHOS RESERVADOS
38
En este proceso endotérmico se controla la temperatura y la presión parcial del
hidrocarburo mediante la dilución con vapor para favorecer la formación del
producto deseado. El área de pirólisis consiste en siete hornos sencillos 101-B
A/G definidos cada uno como una celda, y dos hornos dobles 201-B y 101-B de
dos celdas cada uno. Cada una de las once celdas tiene aproximadamente la
misma capacidad.
Los hornos convencionales están asociados a calderas de recuperación térmica,
cuatros a la caldera 103-BA y tres a la 103-BB, en las cuales se recogen los gases
de combustión de los hornos asociados a la caldera y precalentar el agua de
alimentación y sobre calentar el vapor generado. En la zona de convección la
alimentación, se encuentra a una temperatura aproximada de 200°C a través de
serpentines paralelos antes de entrar a la sección de radiación por una tubería
externa (crossover).
En la sección de radiación la alimentación se somete a condiciones severas de
craqueo a temperaturas cercanas a los 843°C para el etano y de 826°C a 843°C
para el propano.
Craqueo de etano a 840ºC a 860ºC:
CH4 C3H8
C2H2 C4H6
CH3-CH3 CH2 = CH2 + CH2 + H2 + C2H4 + C4H10
C3H4C5+
C3H6 COKE Craqueo de propano a 820ºC a 860ºC: CH4 C3H8
C2H2 C4H6
CH2= CH2 + H2 + C2H4 C4H8
CH3-CH2-CH3 C2H6 + C4H10 CH2=CH- CH3+C3H4 C5+
C3H6 COKE
DERECHOS RESERVADOS
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Los hornos craquearán etano a 60% de conversión mientras que los hornos
sencillos craquearán propano a 82% de conversión y los hornos dobles
craquearán propano entre 75 y 90 % de conversión. Cada horno está dotado de
un ventilador de tiro inducido instalado en cada caldera, movido por turbinas a
vapor de media presión para la extracción de los gases de combustión.
Los hornos dobles no están asociados a calderas de recuperación térmica y el uso
eficiente de los gases de combustión se realiza en cada horno en particular, el tiro
se genera por ventiladores de tiro inducido movidos por motores eléctricos. Los
efluentes de pirólisis a alta temperatura, entran por el fondo de la caldera de
enfriamiento súbito a la cual está asociada la celda de radiación, las calderas de
enfriamiento súbito de los hornos convencionales son verticales, mientras que las
de las celdas correspondientes a los hornos dobles son horizontales.
El intercambiador de enfriamiento súbito remueve rápidamente el calor a través de
la generación de vapor saturado de alta presión en el lado de la carcasa,
disminuyendo la temperatura rápidamente por debajo de 400 °C para detener las
reacciones en cadena de los efluentes de pirólisis y preservar las olefinas
producidas en los serpentines de craqueo, así como también, los rendimientos de
la materia prima hacia olefinas.
2.3.2. Sección de purificación, compresión y refrig eración Depuración de los gases de pirólisis En el depurador de gases de pirólisis 101-E, el efluente proveniente de los hornos
de pirólisis se enfría nuevamente para condensar los hidrocarburos más pesados
(aceites), el vapor introducido como vapor de dilución y remover partículas sólidas,
por medio de un sistema de circulación de agua. La sección superior de la torre
DERECHOS RESERVADOS
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está empacada y la sección inferior es de deflectores. Los gases de pirólisis entran
a la torre por el fondo y fluyen hacia arriba a través de los deflectores en
contracorriente con el agua. Se eliminan hidrocarburos pesados y se condensa el
vapor.
El flujo líquido proveniente de la columna fluye hacia el separador 103-F en el cual
se separan tres fases líquidas: agua, aceite liviano y aceite pesados en tres
compartimentos. El agua libre de aceites se recircula por medio de bombas hacia
un sistema de intercambiadores de calor como agente de calentamiento a
diferentes sistemas de la planta, especialmente a los rehervidores de las columnas
desetanizadora y fraccionadoras propano/propileno, retornando al depurador.
Compresión primaria del gas de proceso El proceso de desintegración térmica de hidrocarburos se efectúa a bajas
presiones (1.0 kg/cm2), por lo que es necesario incrementar la presión a fin de
lograr las presiones necesarias para los procesos posteriores, para ello existe el
compresor de gas proceso181-J. El mismo consta de cinco etapas, las cuatro
primeras etapas se denominan de compresión primaria y la quinta de compresión
final del gas de proceso.
En las etapas primaria, el compresor eleva la presión del gas a las requeridas para
los procesos que ocurren entre la cuarta y quinta etapa (18.7 Kg/cm2), dichos
procesos son: eliminación del acetileno por un proceso de hidrogenación catalítica
selectiva a alta temperatura (conversión de acetileno); eliminación del CO2 por un
proceso de lavado cáustico y eliminación de la humedad por un proceso de
adsorción sobre tamices moleculares (secado de gas de proceso).
DERECHOS RESERVADOS
41
El gas de proceso del tope del despojador 101-E aproximadamente a 0.8 Kg/cm2 y
43°C entra en la primera etapa del compresor 181-J al tambor de succión de la
primera etapa 190-F a la cual se unen también los topes del despojador de
dripoleno 108-E, la corriente de tope del tambor 109-F, desgasificador de soda
gastada, y el flujo anti inestabilidad de la tercera etapa de descarga. El tope del
tambor 190-F entra a la primera etapa de compresión, a donde se eleva la presión
del gas de proceso a 2.9 Kg/cm2 y 90°C.
El gas de proceso, previamente enfriado en el intercambiador 180-C, llega al
tambor de descarga de la primera etapa (104-F), la corriente de tope dicho tambor
pasa a la segunda etapa de compresión a donde se eleva su presión a 4.9
Kg/cm2, de nuevo, el gas comprimido se enfría en el intercambiador 181-C
pasando al tambor de succión de la tercera etapa 105-F. El gas de tope del
tambor pasa a la tercera etapa de compresión donde eleva su presión a 9.8
Kg/cm2, enfriándose en el 182-C pasando hasta el tambor 106-F, succión de la
cuarta etapa.
Del 106-F el gas de proceso va hacia la cuarta etapa del compresor en la cual
llega a una presión de 19.8 Kg/cm2. El agua que condensa en el tambor de
descarga de la primera etapa va hacia el tambor del despojador 103-F. Los
tambores de descarga de la segunda y tercera etapa 105-F y 106-F tienen un nivel
de presión suficiente para condensar hidrocarburos y agua.
La fase acuosa se envía al tambor 103-F y la fase de hidrocarburo del tambor 105-
F al fondo del despojador de dripoleno. El líquido de la cuarta etapa descarga que
contiene hidrocarburo y agua se precalienta antes de entrar al despojador de
dripoleno.
DERECHOS RESERVADOS
42
Conversión de acetileno De la cuarta etapa del compresor de gas de proceso, el gas viaja al sistema de
precalentamiento de alimentación de los reactores de acetileno. La temperatura de
alimentación es cuidadosamente controlada para mantener la máxima conversión
de acetileno y minimizar las pérdidas de etileno. Los reactores de acetileno 101-
DA/B/C usan catalizador Clariant OLEMAX-100 con base de níquel, el cual
selectivamente promueve la máxima conversión de acetileno en exceso de
hidrógeno, y minimizando las pérdidas de etileno.
La selectividad es controlada por inyección de azufre (bajo la forma de dimetil
disulfuro) a la entrada del reactor. Existen dos puntos de inyección de dimetil
disulfuro (DMDS): a los hornos de pirólisis con la finalidad de pasivar la metalurgia
y disminuir la velocidad de formación de coque y a la vez proveer la concentración
de entrada requerida por los lechos con mayor tiempo de operación y,
directamente a la entrada de los reactores de acetileno, para complementar la
cantidad de azufre necesaria para controlar la selectividad del sistema catalítico.
El sistema está diseñado para operar con dos reactores en paralelo y uno en
regeneración o reserva. Después de dejar los reactores, los efluentes pasan a
través de un sistema de intercambiadores donde se enfrían para continuar hacia el
sistema de lavado cáustico.
Lavado cáustico En las torres 102-E y 115-E de lavado con soda se eliminan el CO2 y el H2S
presentes en el gas de proceso, el primero de los cuales proviene de la pirólisis y
de la alimentación en el límite de batería y el H2S es el resultado de la
sulfurización usada en la pirólisis y en los convertidores de acetileno.
DERECHOS RESERVADOS
43
H2S Na2S + 2H2O + 2NaOH
CO2 Na2CO3 + H2O + 2NaOH
El CO2 y el H2S se eliminan por contacto con soda cáustica en tres etapas
(concentración de mayor a menor de tope a fondo) entrando el gas por la etapa de
fondo. Al salir el gas endulzado de sección de tope de las columnas, pasa por una
etapa de lavado con agua para eliminar el posible arrastre de soda. El sistema ha
sido diseñado para que la torre 102-E opere con el 67% de flujo y la 115-E en
paralelo con el remanente.
El gas de proceso a 41°C y 15.5 Kg/cm 2 sale del tope de las torres donde se unen
y se enfrían con propileno refrigerante hasta 19 °C , antes de pasar a los
secadores a través del tambor de alimentación de estos, el 111-F.
Despojador de dripoleno El despojador de dripoleno 108-E retira los hidrocarburos livianos y agua de la
gasolina recuperada de las etapas del compresor de gas de proceso, del fondo del
desbutanizador 114-E y del tambor de alimentación de los secadores.Los
condensados de la cuarta etapa de compresión y del tambor 111-F se combinan y
se calientan a 84°C para entrar al despojador de dr ipoleno por el tope.
Los productos del fondo del desbutanizador entran por la zona media y la
descarga de la segunda etapa entra por arriba de la descarga del rehervidor. El
dripoleno obtenido se envía a almacenamiento o hacia la planta de Olefinas II
donde es procesado. Los vapores de la torre pasan a la primera etapa del
compresor de gas de proceso.
DERECHOS RESERVADOS
44
Secado del gas de proceso
Después de dejar las columnas de lavado cáustico, el gas de proceso pasa por un
enfriador disminuyendo su temperatura a 19°C. Conde nsa la mayor parte del agua
la cual va al recipiente 111-F de alimentación a los secadores 102-D A/B/C.El
sistema de secado del gas de proceso consiste en tres recipientes que contienen
tamices moleculares de alúmina silicato, actualmente suplido por Zeochem.
Tienen como función remover el agua residual remanente del gas, antes de entrar
a la quinta etapa del compresor de gas de proceso. En condiciones normales dos
de los tres secadores operan en paralelo cada uno recibiendo el 50% de flujo total,
mientras el otro está en regeneración o en reserva.
Compresión final del gas de proceso El gas que sale del fondo de los secadores, pasa a través de los filtros 101-L
A/B/C (operando dos en paralelo), el cual remueve partículas finas tomadas de los
tamices de los secadores y pasa a la quinta etapa de compresión del gas de
proceso, donde la presión es de 12.4 a 38.4 Kg/cm2 (g) y pasa a los filtros de
descarga 102-L y 103-L los cuales operan en paralelo.
Enfriamiento de alimentación al desmetanizador El gas de proceso que entra a esta sección proveniente del área caliente de la
planta se enfría y vaporiza súbitamente en tres etapas progresivamente usando
etileno y propileno refrigerantes de los circuitos cerrados de refrigeración y con las
corrientes frías de hidrógeno, etano y metano que se producen en la sección de
fraccionamiento.
DERECHOS RESERVADOS
45
La primera etapa de enfriamiento se lleva a cabo al bifurcar la corriente de
alimentación, por una parte hacia los intercambiadores de núcleo (paralelo) 120-
CA/B con hidrógeno, metano y etano de la sección de enfriamiento y por otra
hacia un circuito de intercambiadores con propileno refrigerante a tres diferentes
niveles de temperatura. Las dos corrientes alcanzan una temperatura de –34 °C,
se unen y entran a un separador bifásico, el líquido se envía como alimentación a
la pre-desmetanizadora, mientras que el vapor pasa a la segunda etapa de
enfriamiento.
Los vapores de la primera etapa se bifurcan también en dos corrientes, una que
pasa hacia los intercambiadores de núcleo (paralelos) 121-C A/B donde se enfrían
con hidrógeno y metano y la otra hacia un sistema de intercambiadores de calor
con dos niveles de etileno refrigerante del circuito cerrado de refrigeración con
etileno.
Las dos corrientes se unen, se enfrían nuevamente con un tercer nivel de etileno
refrigerante y entran a otro separador bifásico, el líquido se envía como
alimentación intermedia a la desmetanizadora mientras que el vapor se envía a la
tercera etapa de enfriamiento.
El tercer sistema de intercambiadores de núcleo 122-C A/B, donde se enfrían con
hidrógeno y metano pasando al separador súbito (“flash”) 118-F, donde se separa
una corriente rica en hidrógeno por el tope que va como agente de enfriamiento a
los intercambiadores 122-C A/B, mientras que el líquido se recicla de nuevo a
dichos intercambiadores se calienta y va como alimentación superior a la
desmetanizadora.
2.3.3. Sección de fraccionamiento y almacenamiento
DERECHOS RESERVADOS
46
Predesmetanizadora y desmetanizadora La columna pre-desmetanizadora 113-E separa los componentes pesados de la
primera corriente de alimentación al desmetanizador. La alimentación que
proviene de la primera etapa de enfriamiento se vaporiza parcialmente en la
primera bandeja en esta columna de 30. El vapor del tope va al desmetanizador
como la alimentación más baja de la columna y el líquido del fondo a una
temperatura de 15°C va a la torre desetanizadora, e l despojamiento del líquido
que baja por los platos se realiza con vapores que ascienden desde un rehervidor
que utiliza como agente de calentamiento, propileno condensante del sistema de
refrigeración con propileno.
La columna desmetanizadora separa el metano del etano y los componentes más
pesados. El vapor del tope a –90 °C se condensa par cialmente con etileno
refrigerante y luego, separadas las fases en el tambor de reflujo 119-F, el vapor va
al expansor 188-J, parte del líquido retorna a la columna como reflujo y otra parte
se vaporiza en el tambor del turbo expansor 188-J. El producto del fondo de la
columna a 0°C se alimenta a la torre desetanizadora .
Desetanizadora La columna desetanizadora 104-E separa el etano del propano, en la misma se
controla la cantidad de propileno que va con el producto de tope (clave pesado) y
la de etileno que va con el producto de fondo (clave liviano) y evitar el pase de
componentes pesados y livianos por el tope y por el fondo respectivamente. La
columna tiene dos alimentaciones:
La corriente de fondo de la pre-fraccionadora (113-F) que entra en el plato 20 y la
corriente del fondo de la desmetanizadora (103-E) por encima del plato 13. El
DERECHOS RESERVADOS
47
producto de tope es la corriente de etileno y etano al cual se condensa
parcialmente propileno refrigerante, el vapor se envía a las fraccionadoras
etano/etileno, el líquido se utiliza como reflujo en la columna. El fondo de la
desmetanizadora se envía a las fraccionadoras propano/propileno. Los
rehervidores de las columnas utilizan agua de proceso como agente de
calentamiento.
Fraccionadoras etano / etileno El producto de tope del desetanizador a –22°C y 21 Kg/cm2 se envía en forma
paralela a las torres 107-E y 110-E1/E2. La torre 107-E tiene 91 platos mientras
que 110-E1/E2 forman un sistema articulado de dos torres fraccionadoras de 50
platos cada una.Las fraccionadoras etano / etileno usan la bomba de calor 180-J
para suplir el calor del rehervidor y la relación de producto líquido / reflujo, esta
comprimen los vapores de tope de las torres a una presión de 36.5 Kg/cm2 (g) y
suministran calor a los rehervidores de las mismas.
En cada columna se recupera el etileno con una pureza de 99.95 % molar por el
tope, las dos corrientes se unen y se comprimen en el 180-J, donde además de
suministrar el calor necesario para los rehervidores, el etileno se condensa con
propileno refrigerante y se deposita en el acumulador 183-F, utilizándose como
reflujo a las columnas y enviándolo en forma líquida hacia los sistemas de
recompresión para su posterior almacenamiento en los tanques.
Por otro lado, parte de la corriente de descarga del compresor se envía
directamente al cabezal de usuarios en forma de vapor, previo calentamiento en el
sistema de suministro de etileno a usuarios en el área de almacenamiento. La
corriente de fondo se envía como etano de reciclo (previa vaporización) a los
hornos de pirólisis y/o a almacenamiento en los tanques 176-F.A/B/C.
DERECHOS RESERVADOS
48
Fraccionadoras propano / propileno La corriente del fondo de la desetanizadora a 21.3 Kg/cm2 (g) y 62 °C, entra a las
torres fraccionadoras propano / propileno. El sistema está constituido por dos
trenes que consisten en un fraccionador primario y otro secundario. El primer tren
lo constituyen las torres fraccionadoras 106-E y 109-E con 124 y 153 bandejas
respectivamente, al igual que las torres fraccionadoras etano / etileno tienen tres
puntos de alimentación dependiendo del caso de alimentación fresca a ser usado.
El segundo tren está constituido por las torres 111-E y 112-E con 80 y 110 platos.
Las fraccionadoras secundarias se operan a 18.43 Kg/cm2 y 46°C.El sistema de
fraccionadoras de propano está diseñado para producir propileno con una pureza
de 99.6% molar por el tope de los fraccionadores secundarios el cual se envía a
los límites de batería a 21.5 Kg/cm2 y –37 °C y/o 22 Kg/cm 2 y 46°C.
Desbutanizadora e hidrogenadores de propano de reci clo Las corrientes combinadas del producto del fondo de las fraccionadoras primarias
de propileno, esencialmente propano e hidrocarburos más pesados incluyendo
productos olefínicos y di-olefínicos se alimenta a la torre desbutanizadora 114-E,
los hidrocarburos como butano y más livianos son separados de los pentano y
compuestos más pesados.
Los butanos deberían alimentarse a los reactores de hidrogenación de propano de
reciclo, donde los componentes olefínicos y di olefínicos se hacen reaccionar
catalíticamente con hidrógeno a fin de convertirlos a hidrocarburos saturados y ser
reciclados a los hornos de pirólisis aumentando la corrida de los hornos. Sin
DERECHOS RESERVADOS
49
embargo, los mismos se encuentran fuera de servicio, por lo que se envían a los
hornos de pirólisis, previamente vaporizados, como propano de reciclo. Los
pentanos plus, van al estabilizador de dripoleno 108-E.
Sistema de refrigeración de propileno La refrigeración en este sistema se obtiene a través de la compresión y
condensación de los vapores de propileno, cuyo condensado se utiliza como
medio refrigerante. El sistema de propileno proporciona dos niveles de
calentamiento y tres niveles de refrigeración (2°C, -26°C y –41 °C). El compresor
de propileno 102-J es una máquina centrífuga de un solo cuerpo con tres etapas
de succión y dos de descarga.
Sistema de refrigeración de etileno El sistema de refrigeración de etileno es similar al anterior. El compresor 103-J es
una máquina centrífuga de un solo cuerpo con tres etapas de succión y una de
descarga.El vapor de etileno se comprime y condensa para ser usado como
refrigerante, vapores de tres niveles de temperatura (-62°C, -81°C y 101°C), se
admiten en la máquina para su recompresión y continuar con el ciclo de
refrigeración.
Sistema de generación de vapor de dilución
DERECHOS RESERVADOS
50
Este sistema produce vapor de dilución a partir del agua aceitosa del tambor del
depurador de gases para ser alimentado a los hornos de pirólisis.El condensado
del tambor 103-F en forma de emulsión, es llevado a un sistema de filtros a
presión donde se rompe la emulsión y la fase aceite se separa del condensado
antes de entrar al depurador 301-E.
En este depurador 301-E, se eliminan los gases ácidos usando vapor de baja
presión enviándose al despojador 101-E. El condensado se alimenta al tambor del
sistema de generación de vapor de dilución donde se genera vapor a 9.2 Kg/cm2 y
179 ºC para alimentarse a los hornos de pirólisis.
Sistema de pretratamiento de efluentes Los efluentes orgánicos e inorgánicos de la planta tienen sistemas de recolección
separados, los cuales, previo tratamiento en la Planta de ADEOL, se envían a la
planta central de tratamiento de efluentes.
El tratamiento de efluentes orgánicos contempla:
� Neutralización de soda cáustica gastada.
� Separación de partículas de coque del efluente.
� Separación de aceites.
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Figura 2.4. Diagrama de planta de 2.4. Descripción del sistema de hOlefinas I El gas de proceso, proveniente d
4taetapa del compresor de gas de procesos 181
112-C´slado tubo, precalentándose hasta 195°C. Luego el gas se dirige al horno
104-B, endonde el gas se calienta entre 200
alimentación a los reacto
combustible por la TIC-39.
En caso de altas temperaturas del gas a la entrada o de alta temperatura en el
lechodel reactor, se dispone de tres controladores de temperatura (TC
552 y TC-553) de entrada a cada reactor 101
gas de procesofrío, es decir sin pasar por los 112
. Diagrama de planta de Olefinas I. (PEQUIVEN, 1991).
.4. Descripción del sistema de h idrogenación de acetileno de la planta
El gas de proceso, proveniente del separador 108-F (tambor
4taetapa del compresor de gas de procesos 181-J), entra a los intercambiadores
C´slado tubo, precalentándose hasta 195°C. Luego el gas se dirige al horno
B, endonde el gas se calienta entre 200-220°C. La temperatura de
reactores se controla mediante la regulación del flujo de gas
39.
En caso de altas temperaturas del gas a la entrada o de alta temperatura en el
lechodel reactor, se dispone de tres controladores de temperatura (TC
553) de entrada a cada reactor 101-DA/DB/DC, mediante la adición de
gas de procesofrío, es decir sin pasar por los 112-C´s y 104-B.
51
PEQUIVEN, 1991).
idrogenación de acetileno de la planta
a la salida de la
J), entra a los intercambiadores
C´slado tubo, precalentándose hasta 195°C. Luego el gas se dirige al horno
220°C. La temperatura de
res se controla mediante la regulación del flujo de gas
En caso de altas temperaturas del gas a la entrada o de alta temperatura en el
lechodel reactor, se dispone de tres controladores de temperatura (TC-550, TC-
DA/DB/DC, mediante la adición de
B. Los reactores de
DERECHOS RESERVADOS
52
acetileno 101-DA/DB/DC son tres reactores de 8.2 m de altura y 2.4m de diámetro
aproximadamente, instalados para hidrogenar el acetileno en el gas de proceso de
manera que el producto final de etileno contenga menos de la concentración
especificada de 1 ppm.
En los reactores se lleva a cabo un proceso de hidrogenación catalítica. El
catalizador Clariant OLEMAX-100, promoverá de una manera selectiva la
hidrogenación de acetileno en grandes exceso de hidrógeno sin causar
hidrogenación de olefinas. Aunque la selectividad es alta, pequeñas cantidades de
etileno serán siempre saturadas como etano. La pérdida estimada de etileno es
menor del 2%.
La hidrogenación de algunos metilacetilenos y propadienos también tendrá lugar
en dichos equipos, pero las reacciones que ocurren están controladas por el tipo
de catalizador empleado. De esta manera, las reacciones más comunes que
tienen lugar dentro de los convertidores son:
• Hidrogenación de acetileno
C2H2 + H2 C2H4
• Hidrogenación de metilacetileno-propadieno
C3H4 + H2 C3H6
• Hidrogenación 1,3- butadieno
C4H6 + H2 C4H8
• Hidrogenaciónde etileno
C2H4 + H2 C2H6
DERECHOS RESERVADOS
53
Después de dejar los convertidores, losefluentes pasan lado carcasa por los
intercambiadores 112-C´s enfriándose hasta112,6°C y pasan luego por el 213-C
en donde se enfría hasta 41°C para luego entrar ala s torres de lavado cáustico
102-E y 115-E.
En la Figura 2.5, se muestra un diagrama esquemático de los reactores 101-D
A/B/C y equipos asociados del sistema de hidrogenación de acetileno
Figura 2.5. Diagrama del sistema de hidrogenación de acetileno 101-
DA/B/C. (PEQUIVEN, 1991).
La planta Olefinas I opera normalmente (de acuerdo a la cantidad de flujo
manejado), con dos reactores en paralelo; el reactor con más días en operación
recibe el 40-35% del flujo total; mientras que el porcentaje restante lo recibe el
reactor con menos tiempo en línea. El tercer reactor estará ya sea en condiciones
de reserva o llevando a cabo el proceso de regeneración de su lecho catalítico.
DERECHOS RESERVADOS
54
El ciclo del lecho catalítico es el periodo de operación que transcurre desde que el
catalizador entra en línea hasta el punto en que es puesto fuera de servicio. La
duración del ciclo afecta el lecho de forma muy singular. Cuando el catalizador
está en operación, hay una disminución normal de la actividad causada por una
deposición de coque o polímeros en la superficie del catalizador, bloqueando
físicamente los sitios activos del mismo. Este problema al principio puede ser
compensado por ajustes en la temperatura o inyección de azufre. Pero esta
acción, traerá como consecuencia un incremento en las pérdidas de etileno, al
querer aumentar la actividad de una manera no selectiva.
Además, si hay una acumulación grande de estos depósitos puede verse afectada
también la caída de presión debido a la disminución de espacios libres dentro de
las esferas. Normalmente, el proceso de regeneración elimina estos depósitos. Sin
embargo, si el comportamiento del catalizador varía mucho de un ciclo al próximo
ciclo, es una indicación de que existen problemas en el proceso de regeneración.
Mientras el reactor este en operación se hace necesario la inyección de azufre
(bajo la forma de dimetil disulfuro) que permite controlar la actividad del
catalizador, garantizar su selectividad y evitar la desulfuración del lecho. La
selección del dimetil disulfuro como fuente de azufre está basada en el hecho de
que este compuesto es convertido casi en su totalidad a sulfuro de hidrógeno
(H2S) gaseoso a la temperatura de 200ºC (temperatura de entrada a los
convertidores).
La temperatura de entrada más apropiada será la temperatura más baja que
reduzca la concentración de acetileno al nivel deseado. El rango de temperatura
para que el catalizador opere de mejor manera es entre 200 – 220ºC. Es decir, a
medida que el catalizador envejece y la actividad disminuye, la temperatura será
aumentada a un máximo de 220ºC. Cuando se llega a esta temperatura, el reactor
deberá ser retirado en línea para la regeneración.
DERECHOS RESERVADOS
55
Por otro lado, sabemos que los reactores de acetileno 101 D-A/B/C son reactores
adiabáticos, las reacciones de hidrogenación generan calor y en consecuencia la
temperatura del gas aumente dentro del reactor. El incremento de temperatura
(∆T) generado es una medida importante del comportamiento del reactor, ya que
combinado con un análisis completo de la composición de entrada, el ∆T puede
ser una herramienta para determinar la selectividad y actividad de la operación y
optimizar el proceso.
Para monitorear las temperaturas a distintos puntos, todos los reactores poseen
termocuplas a distintos niveles y longitudes radiales. La Figura 2.6, muestra un
esquema de la ubicación espacial de las termocuplas localizadas dentro de los
reactores.
Figura 2.6. Esquema de la localización espacial de las termocuplas dentro de los
reactores de hidrogenación de acetileno 101-D A/B/C. (PEQUIVEN, 1991).
DERECHOS RESERVADOS
56
2.4.1. Regeneración del catalizador
Alvarado (2011), el catalizador del reactor de acetileno deberá ser regenerado
solamente cuando sea necesario, si lo indica un aumento en la pérdida de presión
a través del catalizador o una pérdida de actividad, por lo que requiere altas
temperatura a la entrada del reactor.Por lo tanto, la frecuencia de regeneración y
el grado de recobro de la actividad del catalizador depende del tipo de
alimentación y de las condiciones de operación.
La regeneración del catalizador es realizada con el reactor fuera de corrienteo de
servicio, a una presión aproximada a la atmosférica.Este procedimiento constará
de 3 fases, es decir, calentamiento, combustión primaria y combustión secundaria.
a. Calentamiento: La fase de calentamiento tiene la finalidad de darle las
condiciones al reactor para iniciar la fase de oxidación primaria y remover la
mayoría del aceite verde (green oil) del catalizador.
b. Combustión primaria: Esta etapa tiene como finalidad quemar y arrastrar el
aceite verde y coque que no fue arrastrado por el vapor introduciendo aire,
el cual pudo haber quedado en el lecho catalítico.
c. Combustión secundaria: Esta fase tiene la finalidad de eliminar
rigurosamente los posibles restos de aceites que hayan quedado en el
reactor.
Este procedimiento es efectuado con el efluente del regenerador dirigido al tambor
de descoquificación. Después de la regeneración, el catalizador es sulfurado y
reducido para estar listo para entrar en servicio. Un paso muy importante para la
operación selectiva del catalizador presente en el sistema de hidrogenación es la
DERECHOS RESERVADOS
57
sulfuración. Debido a que el sulfuro de níquel es un catalizador selectivo, mientras
que el níquel metálico no es selectivo.
Si el catalizador no es bien sulfurado antes de poner en operación al reactor,
tendrá pérdidas más altas de etileno. Mientras que la reducción del catalizador
debe ser llevada a cabo para activar o reactivar el lecho catalítico del reactor. El
objetivo de este proceso es remover la oxidación del lecho, la reducción se logra
utilizando un gas rico en hidrógeno; en este caso, gas de cola.
2.5. Bases teóricas 2.5.1. Reacción química
Según el autor Izquierdo (2004), se conoce como reacción química a aquella
operación unitaria que tiene como objeto distribuir de forma distinta los átomos de
ciertas moléculas (compuestos reaccionante o reactantes) para formar otros
nuevos (productos). El lugar físico donde se llevan a cabo las reacciones químicas
se le denomina reactor químico. Los factores que hay que tener en cuenta a la
hora de llevar acabo o desarrollar una reacción química son:
� Condiciones de presión, temperatura y composición necesaria para que los
materiales estén estado de reacción.
� Las características termodinámica y cinética de la reacción.
� Las fases (solido, líquido, gaseoso) que se encuentran presente en la
reacción.
Formas de cambios químicos:
� Descomposición, consiste en que una molécula se dividen en moléculas más
pequeñas átomos o radicales.
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58
� Combinación, esta se realiza cuando una molécula o átomos se unen con
otra especies para formar un compuestos nuevo.
� Isomerización, en este caso la molécula no efectúa ninguna descomposición
externa o adición a otra, es simplemente un cambio de configuración
estructural interna.
2.5.2. Clases de reacciones químicas El autor Izquierdo (2004), clasifica las reacciones químicas en:
Reacciones homogéneas: cuando se afecta solamente una fase, ya sea gaseosa,
líquida o sólida.
Reacciones heterogéneas: cuando se requiere la presencia de al menos dos fases
para que tenga lugar la reacción a una velocidad deseada.
Reacciones enzimáticas: utilizan catalizadores biológicos (proteínas con alto peso
molecular, con centros activos, y que trabajan a bajas temperaturas).
Reacciones catalíticas: son aquellas reacciones que requieren de una sustancia
adicional (que no aparece en el balance global) para modificar la velocidad de
reacción; esta sustancia por su mera presencia provoca la reacción química,
reacción que de otro modo no ocurriría.
Reacciones no catalíticas: los materiales reactantes no necesitan ninguna
sustancia adicional para dar lugar a la reacción química.
DERECHOS RESERVADOS
59
Reacciones auto-catalíticas: en esta reacción, uno de los productos formados
actúa como catalizador, participando en otra etapa del proceso donde la velocidad
de reacción es más rápido que en la primera.
Reacciones endotérmicas: son aquellas que adsorben calor del exterior.
Reacciones exotérmicas: son aquellas que liberan calor hacia el exterior.
2.5.3. Reactor químico
De acuerdo al autor Himmelblau (1997), es una unidad procesadora diseñada para
que en su interior se lleve a cabo una o varias reacciones químicas. Dicha unidad
procesadora está constituida por un recipiente cerrado, el cual cuenta con líneas
de entrada y salida para sustancias químicas.
La importancia del reactor viene dada porque condiciona en gran medida el éxito
de una planta química. Esto es así porque, los procesos de separación de
productos y tratamiento de efluentes, dependen fuertemente de la composición
obtenida a la salida del reactor. Es en el reactor, donde suele encontrarse la
mayor complejidad del proceso, las condiciones más severas de presión,
temperatura.
Dentro de las funciones de un reactor químico, se encuentran:
� Asegurar el tipo de contacto o modo de fluir de los convertidores en el
interior del tanque, para conseguir una mezcla deseada con los materiales
reactantes.
� Proporcionar el tiempo suficiente de contacto entre las sustancias y el
catalizador, para conseguir la extensión deseada de la reacción.
DERECHOS RESERVADOS
60
� Permitir condiciones de presión, temperatura y composición de modo que la
reacción tenga lugar en el grado y a la velocidad deseada, atendiendo a los
aspectos termodinámicos y cinéticos de la reacción.
2.5.4. Tipos de reactores químicos Según el autor Herguido (2012), existe infinidad de tipos de reactores, y cada uno
responde a las necesidades de una situación concreta. A continuación se
clasificarán estos atendiendo a diversos criterios:
1. Continuidad Los reactores químicos pueden operar de forma continua, semi-continua o
discontinua.
Un reactor continuo es aquel en el que durante la reacción se alimentan
constantemente los reactantes y del que se retira ininterrumpidamente una
corriente de productos. En su funcionamiento en estado estacionario, la variable
tiempo de operación no afecta al proceso, y la conversión, selectividad y
rendimiento permanecen constantes.
Un reactor discontinuo; puede definirse como un recipiente del que no entra ni sale
materia durante la reacción. En el reactor se introduce una carga de reactantes, se
lleva a la temperatura y presión adecuada y se deja reaccionar por un tiempo
determinado antes de descargar los productos de reacción y los reactantes no
convertidos. La variable tiempo de operación determina la conversión, selectividad
y rendimiento del reactor. El proceso es intrínsecamente no estacionario. También
es conocido como reactores tipo Batch.
DERECHOS RESERVADOS
61
Se denominan reactores semi-continuos a aquellos en los que inicialmente se
carga el reactor como en el caso discontinuo, pero durante la reacción se añaden
reactantes o se retiran productos de manera más o menos continua.
2. Geométrica Reactores tubulares: se usan fundamentalmente en procesos continuos, con
movimientos constantes de uno o de todos los reactivos en una dirección espacial
seleccionada, y en el cual no se hace ningún intento por inducir al mezclado. Son
reactores cilíndricos con longitud ampliamente superior al diámetro, debido a su
forma de tubos, los reactivos entran por un extremo y salen por el otro.
Reactores tipo tanque: reactores en los que no predomina ninguna dimensión
(longitud y diámetro son del mismo orden de magnitud). Consiste en un tanque
donde hay un flujo continuo de material reaccionante y desde el cual sale
continuamente el material que ha reaccionado. La agitación del contenido es
esencial, debido a que el flujo interior debe estar en constante circulación y así
producir una mezcla uniforme. Por lo tanto, se usa en procesos continuos y
discontinuos.
3. Tipo de flujo
Reactores de flujo ideal: el flujo en el reactor responde a uno de los dos extremos
ideales, este incluye:
���� Flujo de mezcla perfecta: mezcla instantánea y en todo el reactor, lo que
supone una homogeneidad de propiedades (composición, temperatura,
DERECHOS RESERVADOS
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entre otros) en todo el volumen del mismo. El tiempo de mezcla debe ser
pequeño comparado con el tiempo de permanencia en el reactor. En la
práctica, se puede llevar a cabo siempre que la mezcla fluida sea poco
viscosa y este bien agitada.
���� Flujo pistón: mezcla nula entre los diferentes elementos de volumen en la
dirección del flujo, lo que supone la existencia de perfiles en el valor de las
propiedades en esa dirección.
Reactores de flujo no ideal: el flujo de sustancias se aleja de los comportamientos
ideales indicados, de forma que se crean corrientes internas, zonas estancas,
gradientes de concentración, de temperatura, entre otros.
4. Fases que intervienen Para las reacciones en fase homogénea, normalmente reacciones entre gases (en
reactores tubulares) o entre líquidos miscibles (en reactores tipo tanque).
Para las reacciones en fase heterogénea, habitualmente por el uso de un
catalizador sólido. Según el número de fases y su naturaleza:
Reactores bifásicos sólido-fluido, (sólido-gas o sólido-líquido).
� De lecho fijo: consiste en uno o más tubos empacados con partículas de
catalizador, que operan en posición vertical. Las partículas catalíticas
pueden variar de tamaño y forma: granulares, cilíndricas, esféricas, entre
otras. En algunos casos, especialmente con catalizadores como el platino,
no se emplean partículas de metal, sino que éste se presenta en forma de
alambre. El lecho está constituido por un conjunto de capas de este
material. Estas mallas catalíticas se emplean en procesos comerciales
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como oxidación de amoniaco y para la oxidación del acetaldehído a ácido
acético.
� De lecho móvil: en estos lechos las partículas de catalizador fluyen por
gravedad y conservan su posición una respecto a otra. Es decir el lecho es
móvil respecto a las paredes del reactor. El lecho de sólidos puede moverse
en cocorriente, contracorriente o en flujo cruzado respecto a la corriente de
fluido reactante. Siendo deseable que ambas fases tengan un
comportamiento de flujo en pistón. Los lechos móviles catalíticos son útiles
cuando el catalizador tiene una corta vida, es decir, una rápida
desactivación y puede ser regenerado de forma continua.
Si en el diseño se consigue que no existan zonas muertas el lecho móvil
tiene las características de un lecho fijo y las ventajas de un reactor con
gradiente. Sirve para obtener elevadas conversiones con una buena
selectividad. Este tipo de reactores sirven adecuadamente para trabajar en
régimen adiabático sobre todo para reacciones endotérmicas. El mismo
catalizador puede servir como agente calefactor (con el calor que retiene de
la regeneración, o por calefacción directa o indirecta).
� De lecho fluidizado: consiste en la suspensión de partículas sólidas en el
seno de un fluido, ya sea gas o líquido, que lo atraviesa en dirección
ascendente. Con esto lo que conseguimos es un mayor grado de mezcla
que el que se obtendría para el lecho fijo. Además de una óptima
trasferencia de calor, por lo que se usa en reactores para mantener el flujo
isotérmico, y en reacciones fuertemente exotérmica para controlar ese
desprendimiento de calor. Cuando un lecho se encuentra fluidizado, el
conjunto, ya sea gas-sólido o líquido-sólido, se comporta como un fluido,
por lo que los objetos más densos se hundirán en este lecho fluidizado y el
resto flotarán.
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Reactores bifásicos fluido-fluido, (gas-líquido ó líquido-líquido entre líquidos
inmiscibles).
� Tipo torres de pulverización: el líquido forma una fase dispersa de gotas
que caen por gravedad y se ponen en contacto con la corriente de gas (en
contracorriente o corrientes paralelas) como fase continua.
� Tipo tanques de borboteo: es el gas la fase dispersa en burbujas a través
del líquido que constituye la fase continua.
Reactores trifásicos gas-líquido-sólido, habitualmente en reacciones entre un
reactivo en fase gas y otro en fase líquida con un sólido como catalizador.
� Tipo reactores de barros: el sólido son partículas muy finas en suspensión.
Es un tipo de reactor muy usado en la industria ya sea en continuo o en
discontinuo respecto al líquido. En general muestran facilidad para variar el
tiempo de residencia del líquido, facilidad para eliminar o suministrar calor,
para variar la agitación. También permite alcanzar elevadas áreas
interfaciales. Se usa en hidrogenaciones, halogenaciones, oxidaciones y
procesos bioquímicos.
� Tipo lecho escurrido: supone la existencia de un fijo continuo de gas y otro
de líquido hacia abajo sobre un lecho fijo de partículas sólidas catalíticas,
las características de las partículas sólidas y de su empaquetamiento, junto
con los caudales y propiedades de las dos corrientes de fluidos
determinaran el régimen de flujo del reactor y también sus propiedades
fluido-dinámicas. Este tipo de reactores ha adquirido mucha importancia
debido a su aplicación en los procesos del petróleo (hidro-desulfuración,
hydrocraking, entre otros).
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65
Tabla 2.1. Clasificación elemental de reactores según las fases, el modo de
operación y frecuencia de uso en la industria. (Iborra, Tejero y Cunill, 2013).
Fases
presentes
Modo de operación
Discontinuo Continuo
Tubular Multietapas Agitado
Gas * ***Craqueo
de vapor
* *
Líquido **Disolución
Polimerización
**Producción
de urea
**Disolución
Polimerización
***Esterificación
G-L **Fermentación ***Absorción
de CO2
**Ox. Ciclo
hexano
***Biotratamiento
de Agua
L-L **Sulfonación de
aromático
**Hidrólisis de
ester
**Polimerización
**Nitración de
aromáticos
F-Scat **Hidrogenación ***Lecho fijo-
móvil
**Lecho
fluidizado
***Lecho
fluidizado
F-S **Combustión de
sólido
**Lecho móvil **Tostación
menas
**Combustión en
lecho fluidizado
Frecuencia de uso:
***Preferencial **A menudo *Raro o muy raro
2.5.5. Velocidad de una reacción química Según el autor Avery (1982), la velocidad de una reacción química, es el
decrecimiento de la concentración de los reactivos o la velocidad de crecimiento
de la concentración de los productos. Para medir la velocidad, es necesario seguir
la variación de la concentración de un reactivo o producto con el tiempo por un
método conveniente.
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Mientras que el autor Izquierdo (2004), acota que el seguimiento y determinación
del valor de la velocidad con que un sistema químico evoluciona hacia el equilibrio
puede realizarse desde dos puntos de vista complementarios. El primero responde
a un enfoque académico, tiene un carácter general relacionado directamente con
la estequiometria del sistema y por lo tanto, adolece de las ventajas e
inconvenientes de apoyarse en la misma. Es decir, el valor de la velocidad
depende del método estequiométrico, y consiguientemente no tiene que responder
a una realidad física.
El segundo tiene un carácter más práctico y realista al responder con un único
valor correspondiente a la velocidad de cambio de la composición de un
compuesto. No depende, por tanto, de la estequiometria elegida.Generalmente, la
velocidad de la reacción depende de la temperatura y de la concentración del
sistema (reactivos, productos, catalizadores, disolventes, entre otros) y muy poco
de la presión. Se definen a continuación:
� Temperatura: en casi todos los casos elevar la temperatura de los
productos químicos aumentara la velocidad de reacción. Esta reacción se
debe a un factor conocido como “energía de activación”, que no es más que
la energía mínima que dos moléculas necesitan con el fin de chocar junto
con la fuerza suficiente para reaccionar.
A medida que aumenta la temperatura, las moléculas se mueven con más
fuerzas aumentando así la velocidad de reacción. A temperatura constante,
la velocidad es, de este modo, función solo de las concentraciones de las
especies presentes, algunas de las cuales pueden no aparecer en la
ecuación estequiometrica.
� Concentración: la velocidad de la reacción aumenta con la concentración,
como esta descrito por la ley de velocidad y explicada por la teoría de
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colisiones. Es decir, el aumento de la concentración de los reactivo hace
más probableel choque entre dos moléculas de los reactivos, con lo que
aumenta la probabilidad de que entre estos reactivo se dé la reacción. En el
caso de reacciones en el estado gaseoso la concentración de los reactivos
se logra aumentando la presión con lo que disminuye el volumen.
2.5.6. Catálisis Según los autores Inglezakis y Poulopoulos (2007), concretan la catálisis como el
proceso a través del cual se incrementan la velocidad de una reacción química. El
proceso de catálisis implica la presencia de una sustancia que, si bien es cierto, es
parte del sistema en reacción, la misma se puede llevar a cabo sin la primera. Esta
sustancia se llama catalizador.
El catalizador es una sustancia (compuestos o elementos) capas de acelerar
(catalizador positivo) o retardar (catalizador negativo inhibidor) una reacción
química, permaneciendo este mismo inalterado (no se consume durante la
reacción). Los catalizadores no alteran el balance energéticos final de la reacción
química sino que solo permiten que se alcance el equilibrio con mayor o menor
velocidad.
La función del catalizador es simplemente promover un mecanismo adicional (ruta
diferente) para ir de reactivos a productos. Este mecanismo de alternativa tiene
una energía de activación menor que el mecanismo de ausencia de catalizador.
De igual forma, la catálisis puede ser de dos tipos: homogénea, el catalizador y el
reactivo están en una misma fases y heterogéneas, el catalizador y el reactivo se
encuentran en distintas fases.
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2.5.7. Hidrogenación Según los autores Morrison y Boyd (1998),consiste en la adición química de
hidrógeno a un hidrocarburo en presencia de un catalizador, una forma estricta de
tratamiento por hidrógeno. La hidrogenación puede ser destructiva o no
destructiva. En el primer caso, las cadenas de hidrocarburo se rompen
(desagrupan) y se añade hidrógeno en los puntos de ruptura. En el segundo, se
añade hidrógeno a una molécula no saturada en relación al hidrógeno. En ambos
casos, las moléculas resultantes son extremadamente estables.
2.5.8. Principios de hidrogenación selectiva de ace tileno Según United Catalysts Inc (1997), empresa fabricante del catalizador Clariant, un
catalizador es selectivo o tiene alta selectividad cuando promueve una reacción
preferida y evita otras reacciones. En el caso de purificación de acetileno, el
catalizador hidrogena el acetileno pero no hidrogena el etileno. Se habla también
de selectividad como un porcentaje, es la cantidad de un reactivo convertido en
producto deseado comparado con la cantidad total del reactivo convertido.
De igual forma, el autor Scott (1999), define la selectividad como la relación de los
moles del producto deseado, producido con los moles de otro producto
(usualmente no deseado) originado en un grupo de reacciones.
Alvarado (2011), para el cálculo de la selectividad en el sistema de hidrogenación
de la planta Olefinas I es utilizada operacionalmente el factor de selectividad
mediante la siguiente ecuación:
SF=�TSalida-TEntrada�
��Acetileno,Entrada-�Acetileno,Salida�×1000 (Ec. 2.1)
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Dicha ecuación, esta soportada en el documento técnico “A-OLE1-TIP-IT-11-
016”de la Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I,
Pequiven, donde:
SF: factor de selectividad (ºC/ppm).
T: Temperatura (ºC).
X: Concentración de acetileno (ppm).
El factor de selectividad es un parámetro que indica cuan selectivo es un reactor a
la conversión de un determinado químico. Operacionalmente afirman que a mayor
valor en el factor de selectividad, el reactor se vuelve menos selectivo. Por lo tanto
el factor de selectividad se incrementa si el catalizador pierde selectividad, ya que
la diferencia de temperatura aumentará relativo a la concentración de acetileno.
Para el licenciante, típicamente se habla de conversión como un porcentaje. Es el
porciento de un compuesto entrando al reactor que reacciona o esta convertido a
otro compuesto (o compuestos) en el catalizador. Si un catalizador tiene 100%
conversión de acetileno, quiere decir que todo el acetileno reaccionó para formar
algo diferente. Si la conversión es 90%, hay un 10% del mismo acetileno a la
salida del reactor.
Mientras que para el autor Scott (1999), para definir la conversión, se debe elegir
uno de los reactivos como base de cálculo y luego relacionamos con esta base las
demás especies que intervienen en la reacción, en general lo mejor es seleccionar
el reactivo limitante como base de cálculo. Destaca que la conversión aumenta
con el tiempo en que los reactivos permanecen en el reactor.
Como ecuación general, la conversión se define como:
XA=moles de A que reaccionaron
moles de A alimentados (Ec.2.2)
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United Catalysts Inc (1997), define la actividad como capacidad del catalizador de
cambiar la velocidad de una reacción como hidrogenación. Está relacionada a la
conversión y la selectividad. Si un catalizador no tiene actividad suficiente para
hidrogenación, la conversión puede estar incompleta. Si el catalizador tiene alta
actividad se puede hidrogenar todo el acetileno más una porción del etileno.
Entonces estará menos etileno a la salida y representa pérdidas, ya que es el
producto deseado.
2.5.9. Hidrogenación con catalizadores base níquel (Ni-S) De acuerdo al licenciante United Catalysts Inc (1997), es una reacción que implica
la combinación de hidrógeno con ciertos compuestos orgánicos no saturados,
especialmente con los hidrocarburos. Los compuestos orgánicos no saturados
tienen como mínimo un par de átomos de carbono unidos por un doble o triple
enlace. Al tratar un compuesto no saturado por hidrógeno a la temperatura
adecuada y en la presencia de un catalizador, (níquel, platino o paladio) finalmente
dividido, el enlace múltiple entre los átomos de carbono se rompe y cada átomo de
carbono se une con un átomo de hidrógeno.
Por ejemplo, al hidrogenar acetileno se obtiene etileno. La hidrogenación selectiva
de acetileno, olefinas o dienos sobre catalizadores, está controlada por un
mecanismo de adsorción y desorción. La secuencia de absorción e hidrogenación
de los compuestos principales es:
� Acetileno
� Metil-acetileno
� Propadieno
� Butadieno
� Etileno
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71
Se define como hidrogenación selectiva, la transformación de los cuatros primeros
compuestos a olefinas, evitando la hidrogenación del etileno presente en la
corriente de gas de proceso. Existen varios parámetros de las condiciones de
operación que afectan el comportamiento del catalizador Ni-S, estos son:
� Presión parcial de H2: el hidrógeno es el componente de la corriente que
activa el catalizador y su efecto es relacionado fuertemente con su presión
parcial. Al aumentar la presión parcial de hidrógeno la actividad incrementa,
por lo que el catalizador es menos selectivo (una pérdida más alta de
acetileno). La presión parcial de hidrógeno puede cambiar a causa de
variaciones en la operación de los hornos de craqueo (como cambio en la
composición de la alimentación).
Si se cargan los hornos solamente con etano, el contenido de hidrógeno en
la alimentación a los convertidores estaría en 30-35% molar
aproximadamente (según balances de diseño). Al aumentar la cantidad de
propano, el contenido de hidrógeno bajaría hasta 20% o menos.
Adicionalmente, la presión parcial varía, si cambia la presión de operación.
Generalmente, el tipo de carga y la presión de operación están fuera del
control de operación.
� Temperatura de entrada y contenido de azufre en la alimentación: la
relación de estas dos variables, está en el hecho de que son las únicas que
están directamente en el control del operador y sus efectos sobre el
catalizador se encuentran íntimamente relacionados.
El manejo de H2S implica riesgos operativos, por lo que generalmente se
utiliza DMDS, el cual se convierte en H2S a las temperaturas de operación,
con la acotación de que este no presta un control efectivo del catalizador al
inyectarse directamente. La inyección de azufre es importante, para
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mantener el níquel como sulfuro de níquel, ya que actúa co
selectivo.
Si no hay suficiente azufre en la alimentación (proveniente de los hornos), o
si es un tipo de azufre que no pasiva el níquel a la temperatura de entrada,
el hidrógeno puede eliminar azufre del catalizador en la sección superior
lecho ocasionando que el catalizador no sea selectivo en las porciones
superiores del lecho, aumentando las pérdidas de etileno. Y por el contrario,
aumentando el azufre a la entrada, debe disminuir la actividad e
incrementarse la selectividad.
Los efectos del ajuste de la temperatura a la entrada son menos previsibles
porque dependen de la interacción con el azufre. Un cambio de 3
puede incrementar, disminuir o tener poco efecto en la actividad o
selectividad del catalizador.
Figura 2.7. Efecto del contenido de azufre y temperatura de entrada sobre la
actividad del catalizador (United Catalysts Inc, 1997).
mantener el níquel como sulfuro de níquel, ya que actúa co
Si no hay suficiente azufre en la alimentación (proveniente de los hornos), o
si es un tipo de azufre que no pasiva el níquel a la temperatura de entrada,
puede eliminar azufre del catalizador en la sección superior
lecho ocasionando que el catalizador no sea selectivo en las porciones
superiores del lecho, aumentando las pérdidas de etileno. Y por el contrario,
aumentando el azufre a la entrada, debe disminuir la actividad e
incrementarse la selectividad.
fectos del ajuste de la temperatura a la entrada son menos previsibles
porque dependen de la interacción con el azufre. Un cambio de 3
puede incrementar, disminuir o tener poco efecto en la actividad o
selectividad del catalizador.
o del contenido de azufre y temperatura de entrada sobre la
actividad del catalizador (United Catalysts Inc, 1997).
72
mantener el níquel como sulfuro de níquel, ya que actúa como catalizador
Si no hay suficiente azufre en la alimentación (proveniente de los hornos), o
si es un tipo de azufre que no pasiva el níquel a la temperatura de entrada,
puede eliminar azufre del catalizador en la sección superior del
lecho ocasionando que el catalizador no sea selectivo en las porciones
superiores del lecho, aumentando las pérdidas de etileno. Y por el contrario,
aumentando el azufre a la entrada, debe disminuir la actividad e
fectos del ajuste de la temperatura a la entrada son menos previsibles
porque dependen de la interacción con el azufre. Un cambio de 3-5ºC
puede incrementar, disminuir o tener poco efecto en la actividad o
o del contenido de azufre y temperatura de entrada sobre la
actividad del catalizador (United Catalysts Inc, 1997).
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� El punto medio B permite control por temperatura y adición de azufre.
� Debajo del punto A (185ºC), la temperatura controla la actividad.
� Por encima del punto C, existe un fuerte efecto del azufre; aumentar la
temperatura puede reducir la actividad.
Es por ello, que para realizar un análisis más exhaustivo y completo de las
temperaturas en la reacción llevada a cabo en los reactores de hidrogenación de
acetileno (101-D-A/B/C) de la planta Olefinas I, se presenta la siguiente ecuación
con la finalidad de determinar el porcentaje de incremento de temperatura de cada
reactor presente en el sistema. Según Alvarado (2011), este porcentaje de
incremento es:
%DT=TZ+1-TZ
∆T×100 �Ec.2.3�
La ecuación planteada, es obtenida del documento técnico “A-OLE1-TIP-IT-11-
016”, de la Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I,
Pequiven, donde:
TZ+1: Temperatura promedio de la zona Z+1 (ºC).
TZ: Temperaturapromedio de la zona Z (ºC).
∆T: Temperatura diferencial de salida menos entrada al convertidor (ºC).
%DT: Aporte al diferencial de temperatura de cada una de las zonas del reactor al
diferencial de temperatura total (%).
� Tiempo de contacto: un tiempo de contacto más largo da la posibilidad de
más interacciones de las moléculas del gas con los sitios activos del
catalizador y aparenta mayor actividad. Tiempo de contacto más corto da
mayor selectividad. El tiempo de contacto está determinado por la velocidad
espacial, la temperatura y la presión.
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� Contenido de CO: el sulfuro de níquel no es tan sensible como el
catalizador de paladio a cambios en el contenido del monóxido de carbono
en la alimentación. El CO inhibe la actividad del catalizador Ni-Sm ya que
ocupa sitios activos, tal como lo hace con el catalizador de paladio. Esta
situación requiere un aumento del uso de DMDS.
� Agua: el vapor inhibe la actividad del catalizador, pero se puede compensar
con temperatura para mantener la remoción completa de acetileno. Cerca
de 220ºC el efecto del vapor es despreciable.
Algunas de estas variables no pueden ser cambiadas fácilmente por el operador, y
otras son independientes. Esto hace casi imposible establecer resultados
cuantitativos para el cambio de una sola variable y, al contrario, es esencial
entender las relaciones cualitativas de las variables para poder optimizar la
operación del catalizador.
Generalmente, cualquier factor que aumenta la actividad, disminuye la
selectividad; a la inversa factores que disminuyen la actividad tienen tendencia de
aumentar la selectividad. A menudo es necesario encontrar el balance correcto
puesto que las fugas de acetileno pueden ocasionarse a causa de una falta de
actividad o de selectividad teniendo como consecuencia pérdidas significativas de
etileno.
De acuerdo a Rodríguez (2000), en el sistema de hidrogenación de la planta
Olefinas I, las pérdidas de etileno son calculadas siguiendo el documento técnico
del cual se obtiene la siguiente ecuación operacional:
Pérdidas de C2�% mol�=EtilenoENT+AcetilenoCONVERT-EtilenoSAL
EtilenoENT+AcetilenoCONVERT�Ec.2.4�
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Dónde:
Etileno entrada: es obtenido mediante muestras de laboratorio, tomada en la
corriente de gas de proceso a la entrada de los reactores del sistema de
hidrogenación de acetileno (%mol).
Etileno salida: es obtenido mediante muestras de laboratorio, tomada en la
corriente de gas de proceso a la salida de los reactores del sistema de
hidrogenación de acetileno (%mol).
Acetileno convertido: (Acetileno a la entrada- Acetileno a la salida) de los reactores
del sistema de hidrogenación de acetileno, obtenido mediante muestras de
laboratorio (%mol).
2.5.10. Temperatura
Atkins (1993), es una magnitud referidas a las nociones comunes de calor o frio,
por lo general un objeto más “caliente” tendrá una temperatura mayor.
Físicamente es una magnitud escalar dada por una función creciente del grado de
agitación de las particulares de los materiales. A mayor agitación, mayor
temperatura.
Así, en la escala microscópica, la temperatura se define como el promedio de la
energía de los movimientos de una partícula individual por grado de libertad. Hay
tres escalas comúnmente usadas para medir la temperatura: la escala Fahrenheit
(°F), la escala Celsius (°C), y la escala Kelvin (K ).Cada una de estas escalas usan
unas series de divisiones basadas en diferentes puntos de referencia.
DERECHOS RESERVADOS
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2.5.11. Presión
Smith, Van Nees y Abbott (2005), exponen que la presión ejercida por un fluido
sobre una superficie se define como la fuerza normal ejercida por el fluido por
unidad de área de la superficie. Si la fuerza se mide en N y el área en m2, la
unidad es el newton por metros cuadrado, llamado pascal y representado por el
símbolo Pa, y es la unidad básica de la presión para el sistema internacional.
2.5.12. Flujo El autor Himmelblau (1997), afirma que uno de los principios básicos del flujo
comprensibles es que la densidad de un gas cambia cuando se ve sometido a
grandes cambios de velocidad y presión. Al tiempo, su temperatura también
cambia, lo que lleva a problemas de análisis más complejos. El comportamiento
de flujo de un gas comprensible, depende si la velocidad del flujo es mayor o
menor que la velocidad del sonido.
2.5.13. Adsorción Según Mc Cabe, Smith y Harriot (1998),es un proceso de separación en el que
ciertos componentes de una fase fluida se transfieren hacia la superficie de un
sólido adsorbente. Generalmente, las pequeñas partículas de adsorbente se
mantienen en un lecho fijo mientras, que el fluido pasa continuamente a través del
lecho hasta que el sólido está prácticamente saturado y no es posible alcanzar ya
la separación deseada. Se desvía entonces el flujo hacia un segundo lecho hasta
que el adsorbente saturado es sustituido o regenerado.
DERECHOS RESERVADOS
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Mientras que Treybal (2000), señala que las operaciones de adsorción explotan la
capacidad especial de ciertos sólidos para hacer que sustancias específicas de
una solución se concentren en la superficie de la misma. De esta forma, pueden
separarse unos de otros los componentes de soluciones gaseosas o liquidas.
En el campo de las separaciones gaseosas, la adsorción se utiliza para
deshumidificar aire y otros gases, para eliminar olores e impurezas desagradables
de gases industriales como dióxido de carbono, para recuperar vapores valiosos
de disolventes a partir de mezclas diluidas con aire y otros gases y para fraccionar
mezclas de gases de hidrocarburos que contienen sustancias como metano,
etileno, etano, propileno y propano.
Todas estas operaciones son similares en que la mezcla por separarse se pone en
contacto con otra fase insoluble, el sólido adsorbente, y en distinta distribución de
los componentes originales entre la fase adsorbida en la superficie sólido y el
fluido permite que se lleve a cabo una separación.
2.5.14. Tipos de adsorción Para el autor Treybal (2000), debe distinguir para principiar entre dos tipos de
fenómenos de adsorción: físicos y químicos.
� Adsorción física o adsorción de “van der Waals”:
Fenómeno fácilmente reversible, es el resultado de las fuerzas intermoleculares de
atracción entre las moléculas del sólido y la sustancia adsorbida. Por ejemplo,
cuando las fuerzas atractivas intermoleculares entre un sólido y un gas son
mayores que las existentes entre moléculas del mismo gas, el gas se condensara
sobre la superficie del sólido, aunque su presión sea menor que la presión de
vapor que corresponde a la temperatura predominante.
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Cuando ocurre esta condensación, se desprenderá cierta cantidad de calor, que
generalmente será algo mayor que el calor latente de evaporación y parecida al
calor de sublimación del gas. La sustancia adsorbida no penetra dentro de la red
cristalina ni se disuelve en ella, sino que penetra totalmente sobre la superficie.
� Adsorción química o Quemisorción:
También es conocida como adsorción activa, es el resultado de la interacción
química entre el sólido y la sustancia adsorbida. La fuerza de la unión química
puede variar considerablemente y puede suceder que no se formen compuestos
químicos en el sentido usual; pero, la fuerza de adhesión es generalmente mucho
mayor que la observada en la adsorción física.
El calor liberado durante la quemisorción es comúnmente grande, es parecido al
calor de una reacción química. El proceso frecuentemente es irreversible; en la
desorción, de ordinario se descubre que la sustancia original ha sufrido un cambio
químico. La quemisorción es de particular importancia en catálisis.
2.5.15. Correlación matemática
Según Rincón (2005), la correlación es una técnica estadística usada para
determinar la relación entre dos o más variables. La correlación puede ser de al
menos dos variables o de una variable dependiente y dos o más variables
independientes, denominada correlación múltiple. La regresión y la correlación son
dos técnicas estrechamente relacionadas y comprenden una forma de estimación.
El análisis de correlación produce un número que resume el grado de correlación
entre dos variables; y el análisis de regresión da lugar a una ecuación matemática
que describe dicha relación.
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El análisis de correlación generalmente resulta útil para un trabajo de exploración
cuando un investigador o analista trata de determinar que variables son
potenciales importantes, el interés radica básicamente en la fuerza de la relación.
Una ecuación lineal tiene la forma de:
Y=ax +b (Ec.2.5)
Dónde:
Las constantes b (ordenada en el origen) y a (pendiente) dependen del tipo de
sistema que se estudia y, a menudo, son los parámetros que se pretende
encontrar.El método más efectivo para determinar los parámetros a y b se conoce
como técnica de mínimos cuadrados, la cual consiste en someter el sistema a
diferentes condiciones, fijando para ello distintos valores de la variable
independiente x, y anotando en cada caso el correspondiente valor medido para la
variable dependiente y.
De este modo se dispone de una serie de puntos (x1, y1), (xn,yn) que
representados gráficamente, deberían representar una línea recta. Sin embargo,
los errores experimentales siempre presentes hacen que no se hallen
perfectamente alineados.
El método de mínimos cuadrados determina los valores de los parámetros a y b de
la recta que mejor seajusta a los datos experimentales. Sin embargo, el coeficiente
de correlación (R) es otro parámetro para el estudio de una distribución
bidimensional, su valor puede variar entre 1 y -1.
� Si R = -1 todos los puntos se encuentran sobre la recta existiendo una
correlación que es perfecta e inversa.
� Si R = 0 no existe ninguna relación entre las variables.
� Si R = 1 todos los puntos se encuentran sobre la recta existiendo una
correlación que es perfecta y directa.
DERECHOS RESERVADOS
80
2.6. Sistema de variable Objetivo general: Correlacionar las pérdidas de etileno en función del porcentaje
de carga en el sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del
Complejo Petroquímico Ana María para las condiciones actuales del lecho
catalítico.
Objetivos Variables Dimensiones Indicador
Identificar las
condiciones actuales
del sistema de
hidrogenación de
acetileno de la planta
Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana
María Campos.
Sistema de
hidrogenación
de acetileno.
Parámetros
operacionales
de los
reactores de
hidrogenación
101-D A/B/C
Temperatura de
entrada y salida (ºC).
Presión (Pa).
Concentración de
acetileno (ppm).
Determinar la actividad
y selectividad catalítica
actual del sistema de
hidrogenación de
acetileno de la planta
Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana
María Campos.
Actividad
catalítica
Selectividad
catalítica
Temperatura de
entrada y salida (ºC).
Temperatura
diferencial (ºC).
Conversión de
acetileno (% mol).
Conversión de 1,3-
Butadieno (%mol).
Temperatura de
entrada y salida (ºC).
DERECHOS RESERVADOS
81
Objetivos Variables Dimensiones Indicador
Calcular las pérdidas
de etileno del sistema
de hidrogenación de
acetileno de la planta
Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana
María Campos.
Sistema de
hidrogenación
de acetileno.
Pérdidas de
etileno.
Temperatura de
entrada y salida (ºC).
Concentración de
etileno a la entrada y
salida (%mol)
Conversión de
acetileno (% mol).
Correlacionar las
pérdidas de etileno
respecto al porcentaje
de carga del sistema de
hidrogenación de
acetileno a distintas
temperaturas
diferenciales de la
planta Olefinas I del
Complejo Petroquímico
Ana María Campos.
Pérdidas de
etileno y
porcentaje de
carga a
distintas
temperaturas
diferenciales.
Porcentaje de carga
(%).
Temperatura
diferencial (ºC).
Actividad catalítica
Selectividad catalítica
2.7. Definición de términos básicos Acetileno Según Chirinos (1991), hidrocarburo gaseoso, altamente inflamable, un poco más
ligero que el aire tendiendo a subir y dispersarse en la atmosfera cuando no está
confinado, incoloro e inodoro, cuando es totalmente puro.
DERECHOS RESERVADOS
82
Craqueo térmico
Según Chirinos (1991), es el rompimiento de moléculas de propano y/o etano por
acción del calor. El gas obtenido por este método se denomina gas craqueado,
gas de pirólisis o comúnmente gas de proceso.
DiMetil Disulfuro (DMDS) De acuerdo a Chirinos (1991), compuesto químico inorgánico. Líquido inflamable
con olor desagradable. Es aplicado como agente de sulfuración en la industria
petrolera.
Dripoleno Según Chirinos (1991), es utilizado en la Planta de Olefinas II para producir Py-
Gas y algunas veces enviado a las calderas de planta eléctrica para ser quemado
en las calderas como sustituto del gas natural para producir vapor.
Etano Según Chirinos (1991), es también llamado metilmetano, es un hidrocarburo
alifático con dos átomos de carbono, gas incoloro, inodoro.
DERECHOS RESERVADOS
83
Etano de alimentación Según Chirinos (1991), es la materia prima a los hornos de pirólisis, está
constituida por una mezcla de etano fresco y/o etano reciclo.
Etano fresco Chirinos (1991), es el etano proveniente de las plantas LGN I/II, de la planta
purificadora de etano (PPE).
Etano reciclo De acuerdo a Chirinos (1991), es el etano que no sufre transformación en los
hornos de pirólisis y posteriormente es recuperado en el proceso mediante la torre
fraccionadora etileno/etano.
Etileno Según el autor Chirinos (1991), el etileno o eteno son hidrocarburos alifáticos no
saturados formados por dos átomos de carbono enlazados mediante un doble
enlace. Constituye la materia prima para la producción de productos
petroquímicos.
DERECHOS RESERVADOS
84
Gas de cola Según Chirinos (1991), es una mezcla de metano e hidrógeno obtenida como
subproducto en el proceso y es usado como gas combustible. El contenido de sus
componentes está influenciado por la materia prima, ya sea etano o propano. Para
el primer caso la concentración de hidrógeno aumenta y la de metano disminuye,
lo contrario ocurre cuando se alimenta a los hornos con propano.
Gas de proceso Chirinos (1991), es la mezcla de componentes provenientes de craqueo térmico
del etano y/o propano y continua con este nombre hasta que cada equipo separe
las secciones correspondientes.
Gasolina hidrogenada (PY-GAS ) Según Chirinos (1991), es la gasolina aromática compuesta básicamente por
benceno, tolueno y xileno, el cual previamente ha sido hidrogenada para saturar
las olefinas y di-olefinas presentes en la corriente.
Hidrocarburo Según los autores Morrison y Boyd (1998), son los compuestos orgánicos más
simples y pueden ser considerados como las sustancias principales de las que se
derivan todos los demás compuestos orgánicos. Los hidrocarburos se clasifican en
dos grupos principales, de cadenas abiertas y cíclicas. Estos a su vez, se
subdividen según su comportamiento en saturados e insaturados.
DERECHOS RESERVADOS
85
Olefinas De acuerdo a los autores Morrison y Boyd (1998), son compuestos químicos que
contienen por lo menos un doble enlace carbono-carbono, sin embargo, el término
olefinas está siendo reemplazado por el término alquenos. Los alquenos u olefinas
pertenecen al tipo de hidrocarburos insaturados.
Pirólisis
Según el autor Chirinos (1991), es el sinónimo de craqueo térmico.
Porcentaje molar Según Chirinos (1991), es la cantidad de moles de un componente en cien moles
de gas.
PPM Chirinos (1991), nomenclatura de partes por millón. Se refiere a la concentración
de una sustancia por cada millón de moléculas de la mezcla. Si es molar, es la
cantidad de moles de un componente en un millón de moles de gas.
Propano Según Morrison y Boyd (1998), es un hidrocarburo alifático alcano con tres átomos
de carbono, gaseoso en condiciones normales de presión y temperatura.
DERECHOS RESERVADOS
86
Propileno Chirinos (1991), es un hidrocarburo insaturado, gaseoso en condiciones normales
de presión y temperatura, tiene una gran similitud con el etileno. Perteneciente a
los alquenos, incoloro e inodoro. Como todos los alquenos presenta como grupo
funcional un doble enlace. Es un gas más denso que el aire.
Propano de reciclo De acuerdo a Chirinos (1991), es el propano que no sufre modificación en los
hornos de pirólisis y posteriormente es recuperado en el proceso mediante la torre
fraccionadora de propileno/propano.
Termocupla Chirinos (1991), instrumento físico (transductor) utilizado para la medición de
temperatura dentro de una tubería o equipo industrial.
Relación vapor/hidrocarburos Según Chirinos (1991), es la cantidad (masas) proporcional que se inyecta de
vapor a la materia prima, sea etano o propano. Generalmente se usa la relación
1:3, o sea, una parte de vapor por tres de hidrocarburo.
DERECHOS RESERVADOS
87
Soda cáustica Según el autor Chirinos (1991), es una solución alcalina de formula NaOH,
también se le conoce como hidróxido de sodio.
Vapor de proceso De acuerdo a Chirinos (1991), es el vapor obtenido mediante un generador que
usa agua de proceso recuperado en planta. Se inyecta proporcionalmente a la
alimentación de materia prima en los hornos de craqueo. DERECHOS RESERVADOS
CAPÍTULO III
MARCO METODOLÓGICO
La finalidad del presente capítulo, es ubicar el lenguaje de la investigación, es
decir, su concepción científica. Para cumplir con tal fin, el primer aspecto a definir
debe ser el tipo y diseño de la investigación, se relacionan las técnicas e
instrumentos de recolección de datos, luego en las fases de la investigación se
describe el procedimiento seguido por los investigadores para la realización de
este trabajo, que de acuerdo al autor Balestrini (1998), no deben ser rígidas, sino
mediante el razonamiento; adecuadas al tipo de estudio a desarrollar.
3.1. Tipo de investigación Arias (1999, p.19) define que:
La metodología del proyecto incluye el tipo o tipos de investigación, las técnicas y los procedimientos que serán utilizados para llevar a cabo la indagación. Es el “como” se realizará el estudio para responder al problema planteado.
Por ello se realizó un análisis previo a los tipos de investigación existentes para
seleccionar el que mejor describa el presente trabajo de investigación y así
fundamentar el estudio en cuestión.
El tipo de investigación descriptiva para Hernández, Fernández y Baptista (1998,
p.38):
Los estudios descriptivos sirven para analizar cómo es y cómo se manifiesta un fenómeno y sus componentes, estos buscan especificar las propiedades importantes de personas, grupos, comunidades o
DERECHOS RESERVADOS
89
cualquier otro fenómeno que se ha sometido a análisis, aquí se relaciona una serie de cuestiones y se miden cada una de ellas independientemente, para así describir lo que se investiga.
Según Bavaresco (1994), las investigaciones descriptivas, son aquellas que van
más allá de la búsqueda de aspectos que desean conocerse, y de los cuales se
pueden obtener respuesta. Consiste en describir y analizar sistemáticamente
características de los fenómenos estudiados sobre la realidad.
La investigación correlacional, según Hernández, Fernández y Baptista (1998), es
aquel tipo de estudio que persigue medir el grado de relación existente entre dos o
más conceptos variables.
Para el autor Dankhe (1986, p. 24):
Los estudios correlaciónales pretenden medir el grado de relación y la manera cómo interactúan dos o más variables entre sí. Estas relaciones se ubican dentro de un mismo contexto, y a partir de los mismos sujetos en la mayoría de los casos. En caso de existir una correlación entre variables, se tiene que, cuando una de ellas varia, la otra experimenta alguna forma de cambio a partir de una regularidad que permite anticipar la manera como se comportara una por medio de los cambios que sufra la otra.
Según las consideraciones anteriores, es posible concluir que esta investigación
según el método aplicado, se cataloga como descriptiva al inicio, ya que se orienta
a recolectar información operacional de los reactores 101-D/A/B/C y culminó como
estudio correlacional, por medir la relación entre dos variables permitiendo evaluar
el comportamiento de estas, con la finalidad de determinar las pérdidas de etileno
en el sistema de hidrogenación de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico
Ana María Campos.
DERECHOS RESERVADOS
90
3.2. Diseño de la investigación Según Tamayo y Tamayo (1999), el diseño de la investigación es la estructura a
seguir en una investigación, ejerciendo el control de la misma a fin de encontrar
resultados confiables y su relación con las interrogantes surgidas de los supuestos
e hipótesis y del problema.
Para Sabino (1992), el diseño de la investigación se ocupa de proporcionar un
modelo de verificación, el cual permite contrastar hechos con teorías, y su forma
es la de una estrategia o plan general que determina las operaciones necesarias
para hacerlo. El diseño de la investigación se refiere al mecanismo utilizado por el
investigador para abordar el problema.
En relación al diseño de la investigación de campo, Sabino (1992, p.89) expresa
que:
Una investigación de campo es aquella que se refiere a los modelos a emplear cuando los datos de interés se recogen en forma directa de la realidad, durante el trabajo concreto del investigador y sus equipos. Estos datos obtenidos directamente de la experiencia empírica, denominación que alude el hecho que son datos de primera mano, originales, productos de una investigación en curso, sin la intermediación de ninguna naturaleza.
De igual manera la utilización de este tipo de investigación de campo según
Balestrini (1998), permite recoger datos de interés de forma directa de la
existencia mediante un tangible, a partir de la experiencia práctica adquirida,
producto del aporte personal de la investigación en curso.
Tamayo y Tamayo (1999), expresa que los datos se recogen directamente de la
realidad y su valor radica en el hecho de permitirle al o a los investigadores
cerciorarse de las verdaderas condiciones en las que se han obtenido los datos, lo
cual facilita su revisión.
DERECHOS RESERVADOS
91
Para poder dar respuesta a la problemática, se adoptó una metodología basada
en un enfoque investigativo de campo,el cual se orienta a la obtención directa de
la fuente de una gran gama de datos cuantitativos entre ellos, la temperatura
diferencial, la conversión, y concentración de ciertos componentes presentes en el
gas de proceso, además se realizó en el sitio donde se encuentra el objeto de
estudiocon la finalidad de dar respuesta a los objetivos de la investigación.
3.3. Técnicas de recolección de datos La recolección de datos, según Sampieri (1998), consiste en la aplicación de
instrumentos o métodos cualitativos e instrumentos o métodos cuantitativos para
recolectar pertinentes sobre variables, sucesos, contextos, categorías,
comunidades u objetos involucrados en la investigación.
De acuerdo a Tamayo y Tamayo (1999), “depende en gran parte del tipo de
investigación y del problema planteado para la misma, y puede efectuarse desde
una simple ficha bibliográfica, observación, entrevista, cuestionario o encuesta, y
aun mediante ejecución de investigaciones para este fin”.
Para efecto de esta investigación la información fue recopilada a través de las
siguientes técnicas:
� Técnica de revisión documental: Para Arias (1999), el tipo documental “es
un proceso basado en la búsqueda, recuperación, análisis, critica e
interpretación de datos secundarios, es decir, obtenidos y registrados por
otros investigadores en fuentes documentales: impresa, audiovisuales o
electrónicas. Siempre aportando nuevos conocimiento”. (p.27).
DERECHOS RESERVADOS
92
Ya que fue necesario adquirir información a través de fuentes bibliográficas
impresas de tipo mayor tales como: manuales de operación, trabajos de
investigación, enciclopedias e informes de trabajo; también fuentes
iconográficas tales como: diapositivas y fotografías. También se seleccionó
información desde fuentes electrónicas tales como: el Internet para así
construir un marco de referencia.
� Observación directa:es definida según Rivas (1997), como aquella en que
el investigador observa directamente los casos o individuos en los cuales se
producen el fenómeno, entrando en contacto con ellos. Sus resultados se
consideran datos estadísticos originales, por esto se llama también
investigación primaria.
Se efectuaron varias visitas al área de estudio, con la finalidad de observar
y conocer los procedimientos que se manejan en la planta.Para esta
investigación se contó con la búsqueda continua de datos operacionales
obtenidos a través de sus respectivos medidores ubicados en la planta, con
la finalidad de verificar que su funcionamiento sean los adecuados, ya que
estos son leídos y almacenados en los sistemas de control para que
puedan ser verificados fácilmente por el usuario.
� Observación indirecta: según Tamayo y Tamayo (1999), se presenta
cuando el investigador corrobora los datos que ha tomado de otros, ya sea
con testimonios orales o escritos de personas que han tenido contacto
directo con la fuente que proporciona los datos.
Es por ello que al momento de recopilar los datos se habla de observación
indirecta, debido al que el investigador no obtiene de forma directa las
variables a utilizar, sino mediante un sistema automatizado Starling
DERECHOS RESERVADOS
93
presente en el laboratorio, sala de control, plataforma PI Process Book,
entre otros.
� Entrevistas no-estructuradas: Arias (1999), define la entrevista no
estructurada como la modalidad donde no se dispone de una guía de
preguntas elaboradas previamente. Sin embargo, se orienta por unos
objetivos preestablecidos, lo que permite definir el tema de la entrevista.
Estas entrevistas fueron formuladas y realizadas al supervisor de planta,
supervisor de turno, operadores de la planta Olefinas I, ingenieros de
procesos, panelistas de sala de control, estas entrevistas se realizaron con
el fin de conocer las actividades desempeñadas en las ejecución de cada
uno de los procedimientos, equipos y herramientas empleadas, fallas, entre
otros.
Dichas entrevistas no constan de un cuestionario formal, solo se formularon
una serie de preguntas abiertas con respuestas delimitadas, consideradas
necesarias para adquirir la información real requerida; teniendo como
objetivo principal conocer con más detalles el proceso que se realiza en el
sistema de hidrogenación de acetileno.
3.4. Instrumentos de recolección de datos Una vez obtenidos los indicadores de los elementos teóricos y definido el diseño
de la investigación, fue necesario definir las técnicas de recolección de datos para
construir los instrumentos que permitieron obtenerlos de la realidad. Según Sabino
(1992), es cualquier recurso de que se vale el investigador para acercarse a los
fenómenos y extraer de ellos información. Es mediante una adecuada
DERECHOS RESERVADOS
94
construcción de los instrumentos de recolección que la investigación alcanza
entonces la necesaria correspondencia entre teoría y hechos.
El primer paso para la recolección de información y datos fue consultar los
manuales de operación, de diseño de la planta, diagramas de flujos de procesos
(PDF), planos de tubería e instrumentación (P&ID), documentos técnicos, entre
otros. Esta búsqueda de información se realizó con la finalidad de conocer
detalladamente el sistema de hidrogenación de acetileno.
Por ello, se presenta la Tabla 3.1 la cual fue utilizada para recolectar la
información del sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I.
Tabla 3.1. Equipos involucrados en el sistema de hidrogenación.
Equipos Código de
Identificación
Tipo de catalizador Breve descripción
En la Tabla 3.1, la primera columna define el equipo a describir, la segunda
columna es el código de identificación del equipo dentro de la planta, la tercera
columna define el tipo de catalizador utilizado y la última columna es una breve
descripción de la función del equipo en específico.
Luego, por medio de la revisión del documento técnico de tubería e
instrumentación (P&ID) de los equipos asociados al sistema de hidrogenación fue
posible realizar la Tabla 3.2, donde se identifica en la primera columna la
localización de las termocuplas, medidores y analizadores, en la segunda columna
la indicación y la tercera columna específica a cual equipo se refiere.
DERECHOS RESERVADOS
95
Tabla 3.2. Indicación de las termocuplas y medidores de los equipos asociados al
sistema de hidrogenación.
Localización Indicación Equipos
De la Tabla 3.2, es importante acotar que las termocuplas son el sensor de
temperatura más utilizado en la industria por diferentes razones como son: amplio
intervalo de temperatura de uso, robustez,buena exactitud, rápida respuesta a
cambios de temperatura, versatilidad de aplicaciones y bajo costo. Normalmente
las termocuplas industriales se encuentran encapsuladas dentro de un tubo de
acero inoxidable u otro material (vaina), están constituidas por dos metales
distintos, unidos por un solo extremo, que producen una pequeña tensión única a
una temperatura dada.
El aporte de una termocupla a esta investigación radica en que la temperatura es
una variable de operación de gran importancia para direccionar correctamente las
reacciones hacia la producción de un producto deseado. La reacción de
hidrogenación que ocurre en los reactores 101-DA/B/C, es exotérmica, por lo tanto
existe un incremento de temperatura a medida que el flujo de gas desciende a
través del lecho. Es por ello, que cada reactor asociado al sistema de
hidrogenación cuenta con once (11) termocuplas con la finalidad de monitorear
este incremento, orientando así sobre el comportamiento de cada lecho catalítico
presente en el sistema de hidrogenación.
Para identificar las condiciones actuales del sistema de hidrogenación de acetileno
de la planta Olefinas I fue utilizada la Tabla 3.3, la cual permitió con ayuda de las
tablas anteriores recopilar información de los datos operacionales para cada uno
de los reactores que conforman dicho sistema.
DERECHOS RESERVADOS
96
Tabla 3.3. Datos operacionales del sistema de hidrogenación de acetileno.
Fecha de
inicio
Fecha de
finalización
TENT(ºC) TSAL(ºC) P(Pa) CC2H2,SAL(ppm)
En la Tabla 3.3, se recolectaron los datos de operación más relevantes del
sistema de hidrogenación, dentro de las limitaciones de la planta. Por lo tanto, se
definió en la primera y segunda columna la fecha de los datos recolectados, en la
tercera, cuarta, quinta y sexta columna se especifican las condiciones de
operación tales como:
Temperatura en grados centígrados, presión en Pascal y concentración de
acetileno en partes por millón de los reactores que conforman el sistema de
hidrogenación de acetileno. Todos los datos obtenidos son el valor promedio
diario, los cuales fueron recolectados a través de un sistema de información de la
planta Olefinas I.
Para determinar la actividad y selectividad catalítica actual del sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I, fueron realizadas las Tablas
3.4, 3.5 y 3.6, las cuales corresponden a los parámetros necesarios para dar un
indicio de estos valores.
Tabla 3.4. Parámetros operacionales para la determinación de la actividad
catalítica.
Fecha DT 2(%) DT 3(%)
En la Tabla 3.4 se presentaron los distintos parámetros a describir de los reactores
que conforman el sistema de hidrogenación de acetileno para efectos de actividad,
donde la primera columna es fecha de los datos recolectados, la segunda
DERECHOS RESERVADOS
97
columnaes el aporte del diferencial de temperatura entre cada una de las zonas
aldiferencial total en porcentaje.
El lecho catalítico de cada reactor que conforma el sistema de hidrogenación de
acetileno se encuentra dividido en tres zonas específicamente (zona 1/2/3), cada
una de las cuales contiene tres (3) termocuplas, por lo que se tomará el valor
promedio de temperatura por zona para determinar el aporte del diferencial de
temperatura entre cada una de las zonas al diferencial total con el propósito de
inferir en los espacios disponibles de sitios activos para que ocurra la reacción
dentro del lecho, los valores promedio diario de temperatura son obtenidos a
través del sistema de información de la planta Olefinas I.
Tabla 3.5. Parámetros operacionales para la determinación del factor de
selectividad.
Días TENT(ºC) TSAL(ºC) XC2H2,CONV(%mol)
Tabla 3.6. Parámetros operacionales para la evaluación de conversión de 1,3-
Butadieno a través del sistema Starlims.
Días XC4H6,ENT(%mol) XC4H6,SAL(%mol)
Para el caso de selectividad, en las Tablas 3.5 y 3.6 se definió en la primera
columna el día de los datos recolectados, en la segunda temperatura en grados
centígrados, mientras que la tercera y cuarta columna especifican las
conversiones de acetileno y 1,3-butadieno.
La recolección de estos datos operacionales del sistema de hidrogenación, son
fundamentales para determinar la selectividad del lecho catalítico, tomando en
cuenta que a temperaturas altas de reacción se favorecen las reacciones de alta
DERECHOS RESERVADOS
98
energía de activación, y por el contrario temperaturas bajas favorecen las de baja
energía de activación.
Partiendo de esto, se evaluó la temperatura y la conversión de ciertos
componentes del sistema de hidrogenación, acetileno en primer lugar por ser el
reactivo junto al hidrógeno de la reacción deseada en este sistema, y del 1,3-
butadieno por estar en mayor composición en la corriente del gas de proceso y
según el orden de reacción es la última hidrogenación dentro del lecho catalítico.
Por eso, su importancia para determinar la selectividad.
El valor de concentración de cualquier componente presente en las corrientes de
entrada y salida de los reactores del sistema de hidrogenación de acetileno es
obtenido a través de muestras, las cuales son tomadas y analizadas por el
personal del laboratorio del Complejo, este procedimiento es realizado
rutinariamente en la planta Olefinas I. Los resultados de dichas muestras son
reportados a través de un sistema automatizado del Complejo Petroquímico Ana
María Campos.
Una manera de corroborar las pérdidas de etileno, es conociendo la actividad y
selectividad catalítica de los reactores de hidrogenación de acetileno, ya que de no
ser selectivo el lecho catalítico, tienden a ser mayores las pérdidas de etileno de
dicho sistema, por no darse la reacción deseada. Sin embargo, esto es solo un
indicio de lo que será el cálculo de las pérdidas de etileno, por lo tanto para
determinar dichas pérdidas presentes en el sistema de hidrogenación de acetileno
de la planta Olefinas I, se usó la siguiente tabla.
Tabla 3.7. Datos operacionales necesarios para determinar las pérdidas de etileno
a través del sistema Starlims.
Días TENT(ºC) TSAL(ºC) CETIL,ENT(%mol) CETIL,SAL(%mol) CACE(%mol)
DERECHOS RESERVADOS
99
En la Tabla 3.7, se definió en la primera columna el día de los datos recolectados,
en la segunda, tercera, cuarta, columna se especifican la temperatura en grados
centígrados, concentración de etileno y acetileno en porcentaje mol de los
reactores que conforman dicho sistema. La importancia de estos datos en la
investigación, se debe a que el sistema hidrogena acetileno para obtener el
producto principal de la planta, etileno.
Por lo tanto, debe existir una operación óptima del sistema, para que las pérdidas
de etileno sean menores del 2 %. Esto se logra obteniendo un equilibrio
operacional entre el sistema de hidrogenación de acetileno y el lecho catalítico, se
debe mantener temperatura entre los rangos de operación, lechos activos,
selectividad adecuada, entre otros parámetros.
Una de las manera de determinar, si existen pérdidas, es relacionando la
concentración de acetileno y etilenoa la salida, con respecto al acetileno a la
entrada del reactor. Estos valores de concentración de igual forma, son obtenidos
por medio de un sistema automatizado del Complejo Petroquímico Ana María
Campos a través de muestras rutinarias.
Para correlacionar las pérdidas de etileno con respecto al porcentaje de carga del
sistema de hidrogenación de acetileno, a distintas temperaturas diferenciales en la
planta Olefinas I para las condiciones actuales del lecho catalítico, fue necesario
recolectar los siguientes datos, mostrados en la Tabla 3.8.
Tabla 3.8. Variables necesarias para correlacionar las pérdidas de etileno con
respecto al porcentaje de carga del sistema de hidrogenación de acetileno.
Días Pérdidas (%mol) Carga (%) DT(ºC)
Dicha tabla contiene en la primera columna día de los datos recolectados, en la
segunda columna pérdidas de etileno en porcentaje mol calculadas anteriormente
DERECHOS RESERVADOS
100
por medio de la Tabla 3.7, tercera columna porcentaje de carga y cuarta columna
especifican la temperatura diferencial en grados centígrados del sistema de
hidrogenación de acetileno.
Cada uno de los datos recolectados a través de la Tabla 3.8, son necesarios para
realizar la correlación operacional del sistema de hidrogenación, la planta Olefinas
I ha sido diseñada para trabajar con tres (3) casos comunes de alimentación a los
hornos, los cuales se mencionan de acuerdo al nombre bajo el que son conocidos
en la planta:
1. Caso 100%propano: como su nombre lo indica requiere propano como
principal alimentación fresca a los hornos de pirólisis.
2. Caso típico: este caso de alimentación está conformado por una mezcla
de 75 % molar de propano y 25 % molar de etano.
3. Caso mezcla: en este caso la planta opera con una alimentación fresca
de 30 % molar de propano y 70 % molar de etano.
La producción de etileno y propileno depende directamente de la cantidad de
hornos con etano y propano que se estén craqueando, respectivamente. Sin
embargo, no siempre pueden tomarse las onces (11) celdas de la planta en
operación, ya que muy a menudo existen algún horno que es puesto fuera de
servicio para decoquizarlo. Incrementos o disminución en la carga de los hornos
(los cuales dependen de la disponibilidad de materia prima); así como los
inesperados problemas operacionales son otras causas de que la planta no pueda
trabajar siempre en los casos de alimentación.
Por lo tanto, el porcentaje de carga de la planta es indispensable para relacionar
las pérdidas de etileno de la planta, presentes en el sistema de hidrogenación de
DERECHOS RESERVADOS
101
acetileno. El valor del porcentaje de carga es obtenido a través del sistema de
información.
3.5. Fases de la investigación
En las fases de la investigación se señalaron los pasos que se siguieron de forma
organizada y consecutiva, para la realización de este trabajo de acuerdo a los
objetivos específicos pautados.
Fase I: Identificación de las condiciones actuales del sistema de hidrogenación de
acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Esta fase de la investigación se basó en la especificación de los equipos que
conformar el sistema de hidrogenación, revisión y búsqueda de los Tags de cada
termocupla, medidores y analizadores de los equipos asociados para luego
realizar la recopilación y análisis de aquellos parámetros relacionados con el
proceso de hidrogenación de acetileno.
Para la obtención de las tendencias de dichos parámetros se recurrió al sistema
de información de la planta bajo la plataforma PI Process Book, el cual es una
aplicación de PC que muestra la información de planta guardada en el archivo de
datos PI o en las bases de datos correspondientes.
El archivo de datos PI es una herramienta autorizada que sirve de apoyo para
facilitar información del comportamiento de un proceso, operacional y de las
instalaciones de cada planta, de manera oportuna y en línea, asegurando
flexibilidad de respuesta a los objetivos de producción; control, seguimiento y
DERECHOS RESERVADOS
102
análisis de las operaciones de producción pasadas, actuales; utilizando para ellos
tecnología avanzada en el área de informática.
Por medio del PI Process Book fue posible la realización de tablas con las
tendencias de cada parámetro en las cuales se individualiza el comportamiento de
cada uno es un esquema de intervalos de tiempo definido, en Microsoft Excel, con
la finalidad de conocer donde se manifestaron las variaciones en el sistema de
hidrogenación de acetileno.
Fase II:Determinación de la actividad y selectividad catalítica actual del sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana
María Campos.
La evaluación de los reactores de conversión de acetileno 101-D A/B/C se
sustentó en el estudio de las temperaturas de entrada, salida y su diferencial, ya
que dichos parámetros dan un indicio de la actividad del catalizador. La reacción
de hidrogenación de acetileno es exotérmica, por lo tanto la temperatura se
incrementa a medida que el gas atraviesa el lecho catalítico.
A fin de realizar un análisis más exhaustivo de las temperaturas involucradas en la
reacción llevada a cabo en estos reactores, se presentó el comportamiento del
porcentaje de incremento de temperatura de cada reactor. Este porcentaje de
incremento, es evaluado por zonas. Es decir, la diferencia de temperatura que
existe entre la zona 2 y la zona 1, y la diferencia de temperatura que existe entre
la zona 3 y la zona 2, determinado por medio de la ecuación 2.3.
Cada una de las zonas cuenta con tres (3) termocuplas, los valores de
temperatura reportadas por las termocuplas instaladas por zona son el promedio
DERECHOS RESERVADOS
103
diario de operación, por lo que los valores de temperatura de las zonas, son el
promedio de los valores de las tres (3) termocuplas.
Dichos valores se obtuvieron del sistema de información de la planta bajo la
plataforma PI Process Book, el cual es una aplicación de PC que muestra la
información de planta guardada en el archivo de datos PI. Para la búsqueda de
este valor se debe conocer: el tiempo definido de estudio y los Tags de las
termocuplas por zonas.
Para el caso de la selectividad en estos reactores, se determinó en base al factor
de selectividad que no es más, que un parámetro que indica cuan selectivo es un
reactor a la conversión de un determinado químico, operacionalmente si se
mantiene sin mayor variación, es favorable. Debido que a mayor valor en el factor
de selectividad, el reactor se vuelve menos selectivo, este principio se tomó como
referencia para conocer su selectividad.Es importante destacar que el factor de
selectividad no presenta un valor de diseño, sin embargo se reporta según los
datos operacionales. Se calculó a través de la ecuación 2.1.
Adicionalmente, se tomó en cuenta la conversión de 1,3-butadieno (C4H6), por la
razón de ser la última reacción de hidrogenación que ocurre dentro del reactor
(según el orden de reacción), además de tener un ∆H igual a -26,8kcal/mol. La
conversión de este parámetro da un indicio de cuan selectivo es el lecho a la
conversión de acetileno a etileno. Esta conversión presenta un valor de diseño, a
través del cual se evalúa su comportamiento, y de igual forma su calculó se realizó
con la ayuda de la ecuación 2.2.
Para el cálculo de estos dos parámetros, se recolectaron varias muestras las
cuales son tomadas por el personal del laboratorio del Complejo, en la corriente de
gas a la entrada (una común para los reactores por estar colocados en paralelo) y
una a la salida de cada reactor en operación. Este procedimiento es realizado
rutinariamente una vez por semana, el día viernes en la planta Olefinas I. El
DERECHOS RESERVADOS
104
procedimiento empleado para realizar la toma de muestras en los reactores es
presentado en el Anexo 1.
Estas muestras son llevadas al laboratoriodel Complejo Petroquímico Ana María
Campos, para su posterior análisis con la finalidad de encontrar el valor de
concentración de acetileno y 1,3-Butadieno presente en la corriente de gas de
proceso. Los resultados de dichas muestras son reportados a través de un
sistema automatizado del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Por lo tanto, se recurrió a la plataforma Starlims, sistema automatizado de
laboratorio o sistema real, que permite entre sus opciones la búsqueda de
resultados de los análisis efectuados a las diferentes corrientes principales de
procesos (programadas o solicitadas).
A esta base de datos solo tiene acceso personal autorizado y puede hacerse
desde cualquier computador de la planta conectado a la red. Se ingresa con un
usuario y contraseña, y se debe especificar el área, planta, punto de muestreo, y
fecha de recolección, con estas descripciones la plataforma mostrará el análisis de
cada componente y su unidad correspondiente.
El reporte presentado por Starlims, es una hoja tipo carta, donde se especifican
cada uno de los componentes presentes en la corriente de gas a la entrada de los
reactores sin ningún orden en específico, la cual incluye 1,3-Butadieno, acetileno,
hidrógeno, metano, propano entre otros componentes, siendo el resultado el valor
de concentración de cada uno, especificando sus respectivas unidades, ya que
puede ser %mol o ppm mol. De igual manera, es el reporte para las corrientes de
gas de salida de los reactores de hidrogenación de acetileno.
Después de haber encontrado toda la información, y ejecución del cálculo de estos
factores fue posible la realización de gráficos con las tendencias de cada
DERECHOS RESERVADOS
105
parámetro, luego se evaluaron y analizaron con la finalidad de reflejar la actividad
y selectividad del catalizador en el sistema de hidrogenación de acetileno
estudiado.
Fase III: Cálculo de las pérdidas de etileno del sistema de hidrogenación de
acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
El desarrollo de esta fase implica cuantificar las pérdidas de etileno,como primer
paso se deben obtener las siguientes variables: concentraciones de acetileno y
etileno de las corrientes de gas de proceso del sistema de hidrogenación de
acetileno. Para esto, se recolectaron varias muestras, las cuales son tomadas por
el personal del laboratorio del Complejo en la corriente de gas a la entrada y a la
salida de cada reactor en operación.
Este procedimiento cuenta con la limitación de ser realizado solo una vez por
semana, los días viernes. Estas muestras son llevadas al laboratorio, y los
resultados de los análisis de dichas muestras son reportados a través de la
plataforma Starlims, sistema automatizado de laboratorio, es un sistema
confidencial por lo tanto se debe ingresar con un usuario y contraseña.
A su vez, se debe también especificar el área, planta, punto de muestreo, y fecha
de recolección deseada, con estas descripciones la plataforma mostrará el análisis
de cada componente y su unidad correspondiente El procedimiento empleado
para realizar la toma de muestras en los reactores es presentado en el Anexo 1.
El segundo paso, es aplicar la ecuación 2.4. De esta manera se puede cuantificar
las pérdidas de etileno presente en el sistema de hidrogenación de acetileno,
relacionando si el problema es de actividad o de selectividad.
DERECHOS RESERVADOS
106
Fase IV: Correlación de las pérdidas de etileno respecto al porcentaje de carga del
sistema de hidrogenación de acetileno a distintas temperaturas diferenciales en la
planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
En esta fase de la investigación se pretende medir el grado de relación y la
manera cómo interactúan dos o más variables entre sí, presentes en el sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I. Esta interacción, se realizó
entre las pérdidas de etileno ya calculadas y el porcentaje de carga de la planta a
distintas temperaturas diferenciales.
La planta Olefinas I, actualmente opera caso 100 % propano. Cada uno de los
tipos de alimentación posee un arreglo o configuración característico en los
hornos. Estos arreglos conforman, en general, la cantidad de etano y/o propano
necesaria para cubrir la relación expuesta para cada uno de los casos. Por lo
tanto, la cantidad de celdas con etano y con propano a sus diferentes
conversiones para este caso, son:
Una (1) celda para 60 % C2, seis (6) celdas para 75 % C3, tres (3) celdas para 90
% C3 y una (1) celda para 60 % C2/90 % C3.
Sin embargo, a través del PI Process Book, sistema de información de la planta,
se puede obtener el valor del porcentaje de carga de la planta. Se debe tener en
cuenta, el tag y el tiempo de evaluación. Adicionalmente, las temperaturas
diferenciales son extraídas del mismo sistema PI Process Book de la planta
Olefinas I.
Esta relación, se expresa en un gráfico, donde en el eje vertical (ordenadas)
izquierdo se planteó las pérdidas de etileno, en el derecho las distintas
temperaturas diferenciales y el porcentaje de carga de la planta en el eje
DERECHOS RESERVADOS
107
horizontal (abscisas), con la finalidad de que sirva de apoyo al personal en la toma
de decisiones operacionales, además de incrementar la cantidad de etileno
producido.
DERECHOS RESERVADOS
CAPÍTULO IV
ANÁLISIS DE RESULTADOS
Los resultados expuestos a continuación se realizaron a través de un esquema,
según lo definido en la primera y tercera parte de esta investigación (Capítulo I,
objetivos específicos y Capítulo III, fases de la investigación), cada punto de dicho
esquema corresponde al análisis e interpretación de los indicadores especificados
para cada objetivo.
4.1. Identificación de las condiciones actuales del sistema de hidrogenación
de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo P etroquímico Ana María
Campos
La planta Olefinas I actualmente se encuentra operando con alimentación caso
100% propano (alimentación fresca de propano proveniente del límite de batería).
En la Tabla 4.1, se especifican detalles de los equipos involucrados, tipo de
catalizador utilizado y breve descripción de estos en el sistema de hidrogenación
de acetileno.
El sistema de hidrogenación de acetileno, está trabajando con la configuración en
paralelo con los reactores 101-DB/C y en regeneración el reactor 101-DA, la
evaluación del proceso de reacción se realizó tomando como base, los datos
correspondientes desde el 17/02/14 hasta 21/03/14.
Al momento de comenzar la evaluación, el reactor 101-DB presentaba
previamente un aproximado de 21 días de operación. Mientras, que el reactor 101-
DERECHOS RESERVADOS
DC entra en operación el día 15/02/14 y hasta el momento, solo cuenta con 2 días
de operación, ya que se encontraba en el proceso de regeneración.
Tabla 4.1. Especificación del sistema de hidrogenación de acetileno de la planta
Olefinas I.
Equipos Código de
Identificación
Tipo de
catalizador
Breve descripción
Reactor 101-DA Catalizador de
níquel OLEMAX-
100
Los 101-DAB/C, ejercen la
función de generar reacciones
con exceso de hidrogeno,
controladas mediante
variables de proceso.
También son llamados
convertidores.
Reactor 101-DB
Reactor 101-DC
Las condiciones actuales de los reactores presentes en el sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I, deben ser evaluadas por medio
de parámetros operacionales. Estos parámetros afectan el comportamiento del
catalizador tanto en la actividad como en la selectividad del mismo.
Generalmente, cualquier parámetro que aumente la actividad, disminuye la
selectividad; a la inversa parámetros que disminuyen la actividad tienen tendencia
de aumentar la selectividad.
De acuerdo a un estudio previo, realizado por el personal de Ingeniería de
Procesos de la planta Olefinas I, soportado en el documento técnico “A-OLE1-TIP-
NT-11-038” (2011), y consultando el manual de la empresa fabricante del
catalizador Clariant, United Catalysts Inc, se deduce que para el estudio de la
actividad, el comportamiento operacional de los reactores de acetileno puede
afectarse por un incremento o disminución en la presión parcial de hidrógeno.
DERECHOS RESERVADOS
Por lo tanto, se concluyó que para una baja presión parcial de ese gas, existiría
pase de acetileno debido a una baja actividad, y si por el contrario, es una alta
presión parcial ocasionaríaun incremento en la actividad, teniendo como
consecuencia fuga de acetileno por baja selectividad. Esta variación en la presión
parcial puede ocurrir por cambios en el proceso, ya sea en la alimentación de los
hornos de desintegración o en la presión de operación.
Adicionalmente, la investigación previa realizada determinó que los efectos
generados por los cambios en la presión parcial de olefinas son pequeños, porque
la velocidad de la reacción de hidrogenación de una olefina es controlada por la
presión parcial de hidrógeno. Al igual que los efectos ocasionados por otros
parámetros, como la presión parcial de butanos y contaminantes son considerados
menores, es decir, no muy significativo.
Sin embargo, según United Catalysts Inc (1997), al aumentar la presencia de
hidrocarburos pesados, se tapan algunos sitios activos del catalizador,
disminuyendo como consecuencia la actividad en el reactor. Es importante acotar,
que algunos de estos contaminantes es el Diglicolamina (DGA), el azufre a muy
elevadas concentraciones también actúa como contaminante, ya que vuelve al
catalizador fuertemente selectivo disminuyendo su actividad.
La reacción que ocurre dentro del lecho catalítico presente en los reactores de
hidrogenación de acetileno, son reacciones exotérmicas, por lo tanto la
temperatura es fundamental para la evaluación y determinación de la actividad,
dado que si no aumenta la temperatura a medida que el gas de proceso desciende
por el lecho, mientras avanza la reacción, existe una baja actividad,
probablemente por la existencia de sitios inactivos dentro del lecho catalítico.
La velocidad espacial, es un parámetro que depende del flujo de gas de proceso a
condiciones de operación, es la velocidad de difusión del gas dentro del volumen
DERECHOS RESERVADOS
del reactor. La velocidad espacial, determina el tiempo de contacto o residencia
del gas de proceso dentro del reactor en contacto con el catalizador; una sobre
exposición al mismo puede generar elevada actividad, según estudios previos por
parte de la Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I
(2011). Sin embargo, tiempo de contacto muy grande puede ocasionar que el
etileno reaccione generando pérdidas del producto. Por lo tanto, esta relación del
flujo de gas de proceso y el desempeño del catalizador requiere que sea
monitoreado durante la operación de la planta.
Para el caso de la selectividad, según United Catalysts Inc (1997), se debe
considerar el contenido de azufre, a la entrada de dichos reactores dado que es
vital durante la puesta en servicio, debe inyectarse dimetil disulfuro (DMDS) con la
finalidad de complementar la cantidad de azufre necesaria para controlar la
selectividad del sistema catalítico. El DMDS se inyecta por un sistema de bombas
dosificadoras. A su vez, también se debe supervisar dicho contenido en el proceso
de sulfuración, para que se no se presente una sobre dosificación de azufre, entre
otros problemas operacionales.
Otro parámetro importante, es la conversión de 1,3- Butadieno, componente
presente en el gas de proceso de los reactores de hidrogenación de acetileno, el
cual da indicios de la selectividad en estos reactores, ya que según el orden de
reacción, es la última que ocurre en el lecho catalítico. También existe una
relación operacional entre la conversión de acetileno y la temperatura diferencial
propuesta por el personal de la Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la
planta Olefinas I (2011), mientras más alto sea este valor, más baja es la
selectividad, esta relación es conocida como factor de selectividad.
Finalmente resumiendo la información recolectada sobre los parámetros
operacionales necesario para realizar una evaluación de los reactores presentes
DERECHOS RESERVADOS
en el sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I, es posible
crear la siguiente Tabla 4.2.
Tabla 4.2. Parámetros que influyen en la actividad y selectividad catalítica de los
catalizadores de base de níquel.
Parámetros Actividad Selectividad
Contenido de azufre �
Temperatura diferencial �
Conversión de 1,3-Butadieno �
Factor de selectividad �
Velocidad espacial � �
Tiempo de contacto �
Presión parcial de hidrógeno � �
Contaminantes �
Presión parcial de olefinas �
Presión parcial de butano �
De los parámetros que afectan la variación de la actividad y selectividad de los
catalizadores de base de níquel del sistema de hidrogenación de acetileno, se
deduce que solo se tomará en consideración para el estudio de la actividad
catalítica la temperatura, mientras que la selectividad se evaluará en función de la
conversión de 1,3-Butadieno y el factor de selectividad. Esto es consecuencia de
las limitaciones que presenta actualmente la planta. Debido a que parámetros
operacionales como dosificación de dimetil disulfuro, presión parcial de hidrógeno
y análisis químico son parámetros que no son monitoreados durante el proceso
productivo.
Además la velocidad espacial y el tiempo de contacto dependen en gran medida
del flujo de gas de proceso y la presión de entrada a la reactores, y en cuanto al
flujo de gas no existen medidores para los reactores 101-DA/DB, mientras que el
DERECHOS RESERVADOS
reactor 101-DC cuenta con una placa de orificio deficiente, esto debido a
taponamiento de las tomas de presión del instrumento por acumulación de
polímeros y/o sólidos (coque). La hipótesis manejada por el personal de ingeniería
de procesos Olefinas I, es que dicha acumulación es generada del gas de proceso
a altas temperaturas, en la superficie del dispositivo de medición, lo que modifica
su forma y por ende su lectura de flujo.
Adicionalmente, la medición de caudales se realiza aguas arriba en la tubería
común, y se divide su magnitud entre los dos (2) reactores activos (lo cual no es
una determinación eficaz del mismo). La operación sin medición de flujo de
entrada a los equipos, es una falla operativa importante por no tener un valor guía
para la evaluación de estos reactores.
Es importante acotar, que para la supervisión de la mayoría de los parámetros que
afectan la actividad y selectividad catalítica del sistema de hidrogenación, se debe
realizar previamente una evaluación de las variables o también consideradas
parámetros operacionales presente en dicho sistema, que rigen al reactor, como
temperatura, presión y concentración de acetileno.
� Temperatura: es una magnitud referida a las nociones comunes de calor o
frío, por lo general un objeto más "caliente" tendrá una temperatura mayor.
Físicamente es una magnitud escalar dada por una función creciente del
grado de agitación de las partículas de los materiales. A mayor agitación,
mayor temperatura.
� Presión: el control de la presión en los procesos industriales origina
condiciones de operación seguras. Cualquier recipiente o tubería posee
cierta presión máxima de operación, de acuerdo con el material y la
construcción. La presión alta no solo pueden provocar la destrucción del
equipo, si no también puede provocar la del equipo adyacente y exponiendo
DERECHOS RESERVADOS
al personal en situaciones peligrosas, particularmente cuando están
implícitas, fluidos inflamables o corrosivos.
� Conversión: cuando en el sistema se efectúa una sola reacción química la
definición de conversión permite reducir los balances de masa a una sola
ecuación. La cantidad y concentraciones de las especies químicas que
participan en la reacción se expresan en función de la conversión, variable
que indica el progreso de la reacción.
Antes de identificar las condiciones actuales del sistema de hidrogenación de
acetileno, fue indispensable revisar el PI&D de la planta, con el propósito de
adquirir toda la información acerca de la instrumentación y lazos de control
existentes dentro del sistema de hidrogenación para el funcionamiento óptimo del
proceso, permitiendo conocer las variables controladas y manipuladas para
obtener el producto final deseado. Por ello, se extrae de este documento técnico
los tag de cada termocupla, medidor y analizador asociado a cada equipo en
operación dentro del sistema de hidrogenación, información presentada a
continuación en la Tabla 4.3.
Tabla 4.3. Indicación de las termocuplas, medidores y analizadores dentro de los
reactores 101-DB/C.
Localización Indicación 101-DB 101-DC
ENTRADA T1 O1:T553.PV O1:T551.PV
TOPE
T2 O1:T7168.PV O1:T540A.PV
T3 O1:T7171.PV O1:T541A.PV
T4 O1:T7174.PV O1:T545A.PV
MEDIA T5 O1:T7169.PV O1:T542A.PV
T6 O1:T.7172PV O1:T547A.PV
T7 O1:T7175.PV O1:T546A.PV
DERECHOS RESERVADOS
Localización
FONDO
SALIDA
Para realizar la evaluación de los parámetros operacionales de los reactores, fue
necesario recopilar información a través de las
Process Book. En la Figura 4.1, se muestra la pantalla de inicio del sistema PI, el
cual está conformado por todos los equipos de la planta. El caso de estudio esta
denotado como: Conv. Acetil
Figura 4.1. Menú general del sis
Tabla 4.3. Continuación
Indicación 101-DB 101
T8 O1:T7170.PV O1:T543A.PV
T9 O1:T7173.PV O1:T544A.PV
T10 O1:T7176.PV O1:T548A.PV
T11 O1:T7589.PV O1:T549.PV
P O1:P247.PV O1:P533.PV
A O1:A14308.PV O1:A14308.PV
Para realizar la evaluación de los parámetros operacionales de los reactores, fue
necesario recopilar información a través de las tendencias obtenidas del PI
Process Book. En la Figura 4.1, se muestra la pantalla de inicio del sistema PI, el
cual está conformado por todos los equipos de la planta. El caso de estudio esta
denotado como: Conv. Acetil.
Figura 4.1. Menú general del sistema PI de la planta Olefinas I (PI Process Book,
2014).
101-DC
O1:T543A.PV
O1:T544A.PV
O1:T548A.PV
O1:T549.PV
O1:P533.PV
O1:A14308.PV
Para realizar la evaluación de los parámetros operacionales de los reactores, fue
tendencias obtenidas del PI
Process Book. En la Figura 4.1, se muestra la pantalla de inicio del sistema PI, el
cual está conformado por todos los equipos de la planta. El caso de estudio esta
tema PI de la planta Olefinas I (PI Process Book,
DERECHOS RESERVADOS
Del mismo modo, en la Figura 4.2 se muestra en tiempo real el sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta, incluyendo el equipo 104
convección, el cual es el encargado del precalen
reactores utilizando intercambiadores de proceso/proceso 112
Figura 4.2. Sistema de hidrogenación de acetileno (PI Process Book, 2014).
Para monitorear las temperaturas a distintos puntos, se presentan el valor
promedio diario de cada termocupla, durante el tiempo de operación de los
reactores 101-DB/C. El perfil esperado en este tipo de intercambiadores es que las
termocuplas T2 y T3 pres
que en la “zona 1”, ocurre la primera fase de reacción. Posterior a ello, en la “zona
2”, continúa el proceso de reacción, presentando las termocuplas T5, T6 y T7 una
temperatura superior a las de la
Del mismo modo, en la Figura 4.2 se muestra en tiempo real el sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta, incluyendo el equipo 104
convección, el cual es el encargado del precalentamiento de la alimentación de los
reactores utilizando intercambiadores de proceso/proceso 112-CA/B/C).
Figura 4.2. Sistema de hidrogenación de acetileno (PI Process Book, 2014).
Para monitorear las temperaturas a distintos puntos, se presentan el valor
promedio diario de cada termocupla, durante el tiempo de operación de los
DB/C. El perfil esperado en este tipo de intercambiadores es que las
termocuplas T2 y T3 presenten un incremento con respecto a la termocupla T1, ya
que en la “zona 1”, ocurre la primera fase de reacción. Posterior a ello, en la “zona
2”, continúa el proceso de reacción, presentando las termocuplas T5, T6 y T7 una
temperatura superior a las de la zona anterior.
Del mismo modo, en la Figura 4.2 se muestra en tiempo real el sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta, incluyendo el equipo 104-B (Horno de
tamiento de la alimentación de los
CA/B/C).
Figura 4.2. Sistema de hidrogenación de acetileno (PI Process Book, 2014).
Para monitorear las temperaturas a distintos puntos, se presentan el valor
promedio diario de cada termocupla, durante el tiempo de operación de los
DB/C. El perfil esperado en este tipo de intercambiadores es que las
enten un incremento con respecto a la termocupla T1, ya
que en la “zona 1”, ocurre la primera fase de reacción. Posterior a ello, en la “zona
2”, continúa el proceso de reacción, presentando las termocuplas T5, T6 y T7 una
DERECHOS RESERVADOS
Cabe destacar que las temperaturas indicadas por las termocuplas ubicadas
radialmente en el reactor, es decir en los extremos, deben reportar el mismo valor
o similar, ya que se encuentran ubicadas en la misma distancia con respecto a la
entrada del gas de proceso. Por último, en la “zona 3” se encuentra las
termocuplas T8, T9, T10 y la T11 que indica la temperatura a la salida del reactor.
Figura 4.3. Diagrama de la distribución de las termocuplas presente en los
reactores del sistema de hidrogenación de acetileno.
Es importante acotar, que para el perfil de temperatura del reactor 101-DB no se
contó con la indicación de la termocupla T4, ya que la misma no presentó
indicación en el periodo de tiempo evaluado. En el anexo 2, se ubican las tablas
recolectadas para el período de tiempo de evaluación, donde se muestran los
datos operacionales recopilados de los reactores 101-DB/C presente en el sistema
de hidrogenación de acetileno dentro de las limitaciones de la planta.
T1
T2 T3 T4 Termocuplas de la zona 1
T5 T6 T7 Termocuplas de la zona 2
T8 T9 T10 Termocuplas de zona 3
Temperatura de entrada a los reactores
T11 Temperatura de salida de los reactores
A medida que el gas
atraviesa el lecho, la
temperatura se
incrementa.
DERECHOS RESERVADOS
Las condiciones de diseño de todos los parámetros operacionales considerados
en los reactores del sistema de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I,
se muestran en la Tabla 4.4, estos valores cumplen con la finalidad de orientar en
el monitoreo de las variables presentes en un equipo, se obtiene en la fase de
ingeniería de detalles, a través del dimensionamiento del equipo.
Tabla 4.4. Valores de diseño de los parámetros operacionales presente en los
reactores 101-DA/B/C (PEQUIVEN, 1991).
Parámetros operacionales Valor de
diseño
Valor
recomendado
Unidad
Temperatura de entrada 220 200-210 ºC
Temperatura de salida 255 235-245 ºC
Temperatura diferencial 35 30.5-38 ºC
Presión a la entrada 1814238.4 Pa(g)
Concentración de acetileno a
la entrada
4600 ppm
Concentración de acetileno a
la salida
1 ppm
Factor de selectividad 7.61035 ºC/ppm
Conversión de 1,3-Butadieno 35 50-70 %
Concentración de etileno a la
salida
2 %mol
4.1.1. Temperatura
El perfil de temperatura habitual del reactor indica quea medida que el fluido
desciende a través del lecho la temperatura va aumentando, este comportamiento
es el esperado ya que la reacción de hidrogenación de acetileno a etileno es
DERECHOS RESERVADOS
exotérmica, donde existe un incremento gradual de temperatura además que el
reactor es adiabático.
Seguidamente, se muestra las Figuras 4.4 y 4.5 del perfil de temperatura del
convertidor 101-DB/C donde se detalla el comportamiento de cada una de las
termocuplas a través del lecho catalítico.
Figura 4.4. Perfil de temperatura del reactor 101-DB del sistema de hidrogenación
de acetileno.
200205210215220225230235240245250255260
15/feb 20/feb 25/feb 02/mar 07/mar 12/mar 17/mar 22/mar 27/mar
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tiempo (días)Temp. Entrada al reactor 101-DB (T1) Temp. Tope 1 (T2)
Temp. Tope 2 (T3) Temp. Medio 1 (T5)
Temp. Medio 2 (T6) Temp. Medio 3 (T7)
Temp. Fondo 1 (T8) Temp. Fondo 2 (T9)
Temp. Fondo 3 (T10) Temp. Salida del reactor 101-DB (T11)
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.5. Perfil de temperatura del reactor 101-DC del sistema de hidrogenación
de acetileno.
El perfil de temperatura de los reactores 101-DB/C, presentó un desempeño
operacional promedio acorde a las condiciones de diseño, evidenciando un perfil
casi estable en las temperaturas de entrada, tope, medio, fondo y salida del
reactor. El comportamiento de la temperatura de entrada con respecto al tiempo
correspondiente al reactor 101-DB y DC, se encontró por debajo del valor de
diseño (220ºC), pero cercano al rango recomendado por el licenciante (Clariant)
para optimizar el desempeño de estos reactores (200- 210ºC). Mientras, que la
temperatura de salida se encuentra entre los 248-257ºC y 239-248ºC para el
convertidor 101-DB y 101-DC, respectivamente, encontrándose el valor por diseño
(255ºC) dentro de este rango.
La distancia relativa entre las curvas de las Figuras 4.4 y 4.5, representa la
diferencia de temperatura (∆T) entre una termocupla y otra. Si la distancia entre
una curva y otra es pequeña, entonces no se generó calor, lo que se traduce en
200205210215220225230235240245250255260
15/feb 20/feb 25/feb 02/mar 07/mar 12/mar 17/mar 22/mar 27/mar
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tiempo(días)
Temp. Entrada al reactor 101-DC (T1) Tem. Tope 1 (T2)Temp. Tope 2 (T3) Temp. Tope 3 (T4)Temp. Medio 1 (T5) Temp. Medio 2 (T6)Temp. Medio 3 (T7) Temp. Fondo 1 (T8)Temp. Fondo 2 (T9) Temp. Fondo 3 (T10)Temp. Salida del reactor 101-DC (T11)
DERECHOS RESERVADOS
que no hubo una gran conversión en esta sección del lecho, esto se refleja en la
zona 1(termocuplas T2/T3/T4) del reactor 101-DC. Mientras que si la distancia es
más grande ocurrió una conversión mayor que generó calor en esta sección del
lecho catalítico, esto se aprecia en la zona 2 (termocuplas T5/T6/T7) de ambos
reactores.
Las Figuras 4.6 y 4.7, presentan las temperaturas de entrada y salida, así como
las temperaturas diferenciales del convertidor 101-DB y DC respectivamente. En el
eje vertical se plantea la temperatura diferencial (eje derecho) y las temperaturas
de entrada y salida (eje izquierdo). Esto con la finalidad de que el estudio de
dichas temperaturas y su diferencial dan un indicio de la actividad del catalizador,
la cual se presume que para ambos lechos catalíticos de los reactores 101-DB/C
sea alta, por presentar temperaturas diferenciales significativas, sin embargo, se
debe realizar un estudio más exhausto posteriormente, esto es solo un indicio de
la actividad catalítica.
Figura 4.6. Comportamiento de la temperatura diferencial, temperatura de entrada
y salida del reactor 101-DB.
0
10
20
30
40
50
60
200
210
220
230
240
250
260
15/feb 20/feb 25/feb 02/mar 07/mar 12/mar 17/mar 22/mar 27/mar
Tem
pera
tura
dife
renc
ial (
ºC)
Tem
pera
tura
E
ntra
da/S
alid
a (º
C)
Tiempo (días)Temp. Entrada Temp. Salida Temp. Entrada (diseño)Temp. Salida (diseño) DT
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.7. Comportamiento de la temperatura diferencial, temperatura de entrada
y salida del reactor 101-DC.
Es importante acotar, que el valor por diseño de la temperatura diferencial de los
reactores 101-D A/B/C del sistema de hidrogenación de acetileno es 35ºC. Sin
embargo, de acuerdo a un estudio realizado por Ingeniería de Procesos de la
planta Olefinas I en Enero de 2012, el rango de operación de la temperatura
diferencial presente en los reactores se encuentra entre los 30,5 y 38°C,
encontrándose el valor por diseño dentro de este rango, este estudio fue realizado
con la finalidad principal de maximizar la hidrogenación, minimizando las pérdidas
de etileno en el sistema.
La temperatura diferencial del convertidor 101-DB en función al tiempo de servicio,
Figura 4.6, presentó al inicio de la corrida temperatura diferencial en el orden de
los 35-40ºC, encontrándose dentro del rango recomendado, indicando una buena
actividad dentro del convertidor.
0
10
20
30
40
50
60
200
210
220
230
240
250
260
15/feb 20/feb 25/feb 02/mar 07/mar 12/mar 17/mar 22/mar 27/mar
Tem
pera
tura
dIfe
renc
ial (
ºC)
Tem
pera
tura
Ent
rada
/Sal
ida
(ºC
)
Tiempo (días)Temp. Entrada Temp. Salida Temp. Entrada (diseño)
Temp. Salida(diseño) DT
DERECHOS RESERVADOS
Para el reactor 101-DC, Figura 4.7, la temperatura diferencial osciló entre 25-32ºC,
sin embargo, se observó un valor mínimo de 16ºC el día 08-03-14, debido a un
chequeo operacional no programado. La temperatura de entrada presentó un valor
aceptable, a pesar de encontrarse por debajo del valor de diseño. Esto obedece a
que el reactor se encuentra nuevo (regenerado), requiriendo para ello una menor
temperatura de entrada por predecir una alta actividad.
4.1.2. Presión La Figura 4.8, representa la variación de la presión a la salida del reactor de
acetileno 101-DB/C con respecto al tiempo.
Figura 4.8. Tendencia de la presión del reactor 101-DB/C.
Al comienzo del año 2014 en los reactores 101-DB/C se presentó una presión
alrededor de 1307893.806Pa y 1309834.05Pa respectivamente. Se observan
1302000
1304000
1306000
1308000
1310000
1312000
1314000
1316000
1318000
1320000
1322000
15/feb 20/feb 25/feb 02/mar 07/mar 12/mar 17/mar 22/mar 27/mar
Pre
sión
(P
a)
Tiempo (días)Presíon de salida del reactor 101-DB Presíon de salida del reactor 101-DC
DERECHOS RESERVADOS
leves variaciones durante el tiempo de operación, aunque no se presentaron con
frecuencia los aumentos o disminuciones repentinos en la presión, a pesar de
estar muy por debajo del valor de diseño.
Es importante acotar, que para una mejor evaluación de este parámetro en el
sistema de hidrogenación de acetileno, es necesario estimar la caída de presión
del lecho, ya que a mayor caída de presión mayor es el flujo de gas en el lecho
catalítico.
Sin embargo, la caída de presión no se pudo determinar, por la ausencia de
medidores de presión a la entrada de los reactores 101-DA/B/C, siendo esto
limitaciones del sistema, y la medición en campo no fue posible por trabajar en
días de operación anteriores. Adicionalmente, esta ausencia del medidor afecta la
determinación de la velocidad espacial y tiempo de contacto, ya que estos
parámetros también dependen de la presión de entrada a los reactores de
acetileno, esta afirmación viene dada por un estudio previo realizado por la
Gerencia Técnica de Ingeniería de Proceso de la planta Olefinas I (2011).
4.1.3. Concentración de acetileno En las Figura 4.9 y 4.10 se presenta el comportamiento de la concentración de
acetileno a la salida del reactor 101-DB/C.
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.9. Concentración de acetileno a la salida del reactor 101-DB.
Figura 4.10. Concentración de acetileno a la salida del reactor 101-DC.
0
0,05
0,1
0,15
0,2
0,25
Con
cent
raci
ón d
e ac
etile
no (
ppm
)
Tiempo (días)
Concetracion de acetileno a la salida del reactor 101-DB
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
Con
cent
raci
ón d
e ac
etile
no (
ppm
)
Tiempo (días)Concentracion de acetileno a la salida del reactor 101-DC
DERECHOS RESERVADOS
La conversión de acetileno varía en función de la carga de la planta, es decir, de la
cantidad de propano y/o etano alimentada a los hornos de craqueo. Ya que dentro
de los hornos de craqueo se requiere menos energía para convertir una molécula
de etano en acetileno que con una molécula de propano. Esto es porque en la
molécula de etano solo hace falta romper los cuatros enlaces carbono-hidrógeno
que la separa de la molécula de acetileno. Por el contrario, para el propano no
solo hace falta romper los mismos cuatros enlaces sino que además debe
desintegrarse un enlace carbono-carbono (que es más fuerte que con hidrógeno y
por lo tanto requiere mayor energía).
Es por ello, que la concentración de acetileno a la entrada del sistema de
hidrogenación no es constante, afectando indirectamente la actividad del
catalizador. Si existe mucho acetileno en la corriente, la hidrogenación de este
compuesto aumentará la temperatura diferencial. El aumento de temperatura
siempre cataliza todas las reacciones pudiendo llegar a suscitarse considerables
pérdidas de etileno. Si el lecho es muy activo, poco acetileno en la corriente
también aumentará las pérdidas de etileno.
Es importante destacar, que otra limitación del sistema de hidrogenación de la
planta Olefinas I, es que no cuenta con analizadores de concentración de
acetileno a la entrada, solo existe a la salida de los reactores. El análisis no se
realiza en línea, es solo por medio de muestras de laboratorio. Debido a esto, uno
de los objetivos principales en la planta, con respecto a los reactores 101-DA/B/C
es mantener la concentración de acetileno a la salida por debajo de 1 ppm.
El comportamiento de este parámetro para el reactor 101-DB, Figura 4.9, es un
valor estable sin variaciones, muy cercano a 0 ppm. En la Figura 4.10, se
encuentra la tendencia de este valor, observándose la concentración más alta en
el orden de 1,48 ppm para el caso de operación del reactor 101-DC.
DERECHOS RESERVADOS
De lo anteriormente expuesto, se puede considerar que son los valores
esperados, ya que la concentración de acetileno a la salida de dichos reactores
debe ser menor de 1ppm, sin embargo, existe la posibilidad de que el acetileno
que entra a los reactores por medio del flujo de gas de proceso, se hidrogene, y se
obtenga etileno (producto deseado), pero este a su vez, se hidrogene nuevamente
dando como resultado etano, lo que representa pérdidas en la producción de
etileno.
4.2. Determinación de la actividad y selectividad c atalítica actual del sistema
de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I del Complejo
Petroquímico Ana María Campos
4.2.1. Actividad catalítica La actividad se puede definir como la medida de cuán rápido un reactivo
determinado se consume en una reacción química en presencia de un catalizador.
Basado en ello, se tomó como parámetro de evaluación, el perfil de temperatura
de cada lecho por separado basado en un promedio en estado estacionario,
graficado en un diagrama de barras para cada reactor.
Esto es debido a la influencia de la temperatura en la reacción llevada a cabo en
los reactores 101-DA/B/C, la cual es una reacción exotérmica, por lo tanto su
incremento infiere en la cantidad de sitios activos para que ocurra la reacción
dentro del lecho, facilitando así la transferencia de calor. Además de ser, la
temperatura una variable manipulada por el operador.
La distribución de las termocuplas, encargadas de reportar el valor de temperatura
puntual de cada reactor presente en el sistema de hidrogenación, se evidencia en
la anterior Figura 4.3. El diagrama de barra mostrado en la Figura 4.11, representa
DERECHOS RESERVADOS
el comportamiento de temperatura de las termocuplas instaladas en el lecho del
reactor 101-DB.
Figura 4.11. Perfil de temperatura de las termocuplas instaladas en el reactor 101-
DB.
El diagrama de barra mostrado en la Figura 4.11, presenta una continuidad en el
aumento de temperatura, manteniéndose casi estable entre la temperatura de
entrada y la zona 1, luego un ligero incremento en la zona 2, y por último se
presenta una tendencia de forma atípica, ya que en la zona 3, la termocupla T9
reflejo un valor de temperatura inferior a la reportada por la T8 y T10, la cual
podría indicar una falta de reacción en esta zona del convertidor. En el periodo de
tiempo evaluado, no se contó con la indicación de la termocupla T4, como se
mencionó anteriormente.
Mientras que la Figura 4.12 muestra el comportamiento de temperatura de las
termocuplas instaladas en el lecho del reactor 101-DC. Este perfil muestra un
T1 T2
T3
T4
T5 T6 T7 T8
T9
T10 T11
0
50
100
150
200
250
300
Termocuplas
Tem
pera
tura
del
lech
o (
ºC)
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11
DERECHOS RESERVADOS
comportamiento adecuado, siendo el esperado para este tipo de reactores, donde
las termocuplas de cada una de las zonas permanecen similares,
incrementándose a medida que el gas de proceso desciende en el reactor,
ocasionando un aumento de temperatura producto de las diversas reacciones
exotérmicas de hidrogenación que se presentan en el sistema.
Figura 4.12. Perfil de temperatura de las termocuplas instaladas en el reactor 101-DC.
A partir de un análisis grafico de la Figura 4.12, se puede inferir que el reactor 101-
DC presenta un perfil adecuado de temperatura a lo largo de todo el lecho,
descartando puntos calientes y zonas que presenten falta de reacción en el
reactor en el intervalo de tiempo estudiado. Aunque se puede observar un mínimo
descenso en la termocupla 11, en relación a la termocupla 10, probablemente
debido a pequeños indicios en esa ubicación espacial de sitios inactivos no
logrando ocurrir la reacción, sin embargo, operacionalmente, es un
comportamiento aceptable.
T1
T2 T3 T4
T5 T6 T7
T8 T9 T10
T11
195
200
205
210
215
220
225
230
235
240
245
250
Termocuplas
Tem
pera
tura
del
lech
o (º
C)
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11
DERECHOS RESERVADOS
Adicional a ello, la actividad catalítica se evaluó mediante el estudio de las
temperaturas por zonas, como se muestra a continuación, por medio de la
ecuación 2.3, propuesta por la Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la
planta Olefinas I, Pequiven.
%DT=TZ+1-TZ
∆T×100 �Ec.2.3�
Donde:
TZ+1: Temperatura promedio de la zona Z+1 (ºC).
TZ: Temperaturapromedio de la zona Z (ºC).
∆T: Temperatura diferencial de salida menos entrada al convertidor (ºC).
%DT: Aporte al diferencial de temperatura de cada una de las zonas del reactor al
diferencial de temperatura total (%).
Las Tablas 4.5 y 4.6, muestran los valores de un cálculo típico de la contribución
en porcentaje del diferencial de temperatura por zona al diferencial total de cada
uno de los reactores, por días de operación. El porcentaje de diferencial 2
(denotado como %DT2) es el aporte del diferencial que existe entre la diferencia
de temperatura de la zona 2 y la temperatura de la zona 1. El porcentaje de
diferencial 3 (denotado como %DT3) es el aporte del diferencial que existe entre la
diferencia de temperatura de la zona 3 y la temperatura de la zona 2.
Tabla 4.5. Aporte de diferencial de temperatura de cada zona al diferencial total
del reactor 101-DB.
Días %DT2 %DT3
18-02-14 32,1137 12,8335
Tabla 4.6. Aporte de diferencial de temperatura de cada zona al diferencial total
del reactor 101-DC.
Días %DT2 %DT3
18-02-14 24,2702 21,2249
DERECHOS RESERVADOS
En el Anexo 3, se presentan todos los valores del porcentaje del diferencial de
temperatura por zona al diferencial total para los reactores 101-DB/C, enel tiempo
de evaluación.
Los valores calculados por medio de la ecuación 2.3, mostrados en las Tablas 4.6
y 4.7, representan el diferencial de temperatura existente por zonas dentro del
lecho catalítico. Estos diferenciales presentes en cada de uno de los lechos, indica
el aumento de temperatura entre cada zona, lo que demuestra que sí ocurrió una
conversión, que generó calor, por tratarse de una reacción exotérmica, en esa
zona del lecho catalítico, ya que existen sitios activos para darse las reacciones,
tanto las deseadas como las reacciones indeseadas del sistema de hidrogenación
de acetileno.
El análisis se realiza por zona, con la finalidad de monitorear más
exhaustivamente el lecho, debido a que es muy susceptible a desactivarse,
presentando diferenciales de temperaturas bajos, ya sea por:
Bloqueo a la entrada de los poros del catalizador por algún sólido depositado,
generalmente coque; envenenamiento de sitios activos por sustancias presentes
en el sistema de reacción, migración de los sitios activos sobre la superficie para
formar especies de mayor tamaño (sinterización) y menor área expuesta, entre
otros cambios físicos o químicos ocurridos durante la reacción. Además, se debe
considerar la efectividad del proceso de regeneración y el ciclo de vida del lecho
catalítico.
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.13. Perfil de aporte del diferencial de temperatura entre cada una de las
zonas al diferencial total de temperatura de entrada y salida del reactor 101-DB.
Figura 4.14. Perfil de aporte del diferencial de temperatura entre cada una de las
zonas al diferencial total de temperatura de entrada y salida del reactor 101-DC.
0
5
10
15
20
25
30
35
40
45
Dife
renc
ial d
e te
mpe
ratu
ra (
%)
Tiempo (días)%DT2 %DT3
0
5
10
15
20
25
30
35
40
45
50
Dife
renc
ial d
e te
mpe
ratu
ra (
%)
Tiempo (días)%DT2 %DT3
DERECHOS RESERVADOS
Por lo que se evidencia en las Figuras 4.13 y 4.14, las cuales muestran el perfil de
aporte del diferencial de temperatura entre cada una de las zonas al diferencial
total de los reactores 101-DB/C, es que para ambos convertidores el mayor aporte
en el diferencial de temperatura corresponde al %DT2, donde ocurre la primera
fase de la reacción. Lo que deduce que para la fase posterior (%DT3), donde
continua el proceso de reacción, debería presentar un valor mayor de diferencial
de temperatura, sin embargo, no se muestra así, al contrario, tiene un valor menor,
siendo esto un caso atípico, lo que trae como consecuencia pérdidas de etileno,
ya que no se está dando la conversión máxima en todas las zonas del lecho
catalítico.
Para el caso del reactor 101-DB, se evidencia una gran diferencia entre los
indicadores de temperatura por zona en todo el lecho (Figura 4.13), el %DT3 del
lecho catalítico presente en este reactor, es muy bajo en el orden de 5-12%,
siendo esto garantía de que existen mayores pases de acetileno a la salida del
reactor. Este comportamiento, de una gran diferencia de temperatura entre los
indicadores de temperatura sucede también para el reactor 101-DC, aunque la
contribución del %DT2 y %DT3 se mantiene similar en toda la corrida (Figura
4.14).
Luego de una revisión del manual de operación de la empresa fabricante del
catalizador United Catalysts Inc (1997), se puede decir que estos bajos valores de
diferenciales de temperatura reportados para las segunda fase de reacción,
denotado como %DT3, traen como consecuencia pases de acetileno a la salida
del reactor, lo cual puede ser causado por: Baja presión parcial de hidrógeno, alto
azufre a la entrada debido a CO, H2O o butenos. También, esto puede recaer en
un proceso de regeneración deficiente, en donde las zonas media y baja del lecho,
muestran un menor grado de recuperación de la superficie activa del catalizador
en relación a la zona del tope.
DERECHOS RESERVADOS
Paralelamente también acota, que existe la posibilidad de la permanencia de sitios
inactivos del catalizador por posible presencia de carbono en los intersticios, factor
que se explica en función de la ocurrencia de un proceso de canalización debido a
un bajo flujo de vapor y por ende a una relación de flujo de vapor/Kg de catalizador
menor al valor requerido (valor requerido de 1.3Kg de vapor /Kg de catalizador
equivalente a 5000 Kg/h para los lechos 101-DA/B/C. PEQUIVEN, 1997).
Todo ello, por supuesto conlleva a que el proceso de reducción- sulfurización no
logre el efecto requerido de generación antes de que el reactor inicie un ciclo de
operación, la adición de compuesto sulfurado bajo la forma de H2S originan la
transformación del níquel del catalizador a Nix6Sx6, molécula que presenta
características selectivas ante la reacción de hidrogenación acetilénica.
Actualmente, no existe mucha información acerca del proceso de formación,
estabilización y características de este compuesto ni tampoco sobre su acción
selectiva. Sólo se conoce que a él se le puede atribuírsele la propiedad del
catalizador de hidrogenar compuestos acetilénicos en presencia de otras olefinas.
4.2.2. Selectividad catalítica La selectividad en este tipo de reactores esevaluada mediante la dosificación de
dimetil disulfuro (DMDS), el cual se transforma posteriormente a H2S por las
elevadas temperaturas, promoviendo la selectividad en los reactores. La
conversión del dimetil disulfuro a H2S depende principalmente de la temperatura,
presentándose conversiones de un 60% de este compuesto a una temperatura
aproximada de 205 °C (Figura 4.15), de acuerdo a un estudio realizado por United
Catalysts Inc (1997), en catalizadores en base níquel, el cual es utilizado en la
planta.
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.15. Conversión de DMDS a H2S en función a la temperatura de entrada
de los reactores 101-DA/B/C (United Catalysts Inc, 1997).
Actualmente la inyección del dimetil disulfuro a los reactores de hidrogenación de
acetileno, sólo es monitoreada mediante el sistema de bombas dosificadoras, el
cual cuenta con un registro manual de la dosificación diaria realizada a los
reactores. Este registro manual, no es más que el nivel de descenso del tanque de
almacenamiento 126-LF del dimetil disulfuro.
Por lo general a diario en la planta, el descenso del nivel de DMDSen el tanque es
de aproximadamente 3 cm, sin embargo, este valor es sólo recomendado
operacionalmente, no existe manuales que soporten un valor de dosificación. A su
vez, no cuenta con analizadores de sulfuro de hidrógeno a la entrada de los
reactores 101-DA/B/C lo que conlleva a un control no adecuado de la dosificación
de este químico.
DERECHOS RESERVADOS
Adicionalmente, este problema está motivado a la poca confiabilidad que tiene en
la operación del sistema de inyección de dimetil disulfuro, debido a la
obsolescencia de las bombas de inyección, lectura errónea del nivel del tanque y
al posible ensuciamiento de las líneas y tanque de almacenamiento asociado,
generándose una posible selectividad deficiente.
Sin embargo, existe un factor operacional denominado “factor de selectividad”,
calculado por medio de la ecuación 2.1, propuesto por la Gerencia Técnica de
Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I, Pequiven. Este factor se
incrementa si el catalizador pierde selectividad, ya que la diferencia de
temperatura aumentará relativo a la concentración de acetileno, evaluación
realizada por dicha gerencia de la planta, donde se concluyó que la concentración
de acetileno depende de la cantidad de propano y/o etano alimentada a los hornos
de craqueo, ya que se requiere mayor energía para desintegrar el enlace carbono-
carbono presente en el propano (la planta actualmente opera Caso 100 %
propano), por lo que el aumento del diferencial de temperatura es necesario. Dicho
factor, si fue posible calcularlo en los reactores estudiados, como se reporta en las
Tablas 4.7 y 4.8.
Por lo tanto, el acetileno convertido, es el diferencial de concentración de la salida
y entrada de los reactores. Estos valores, fueron obtenidos a través del sistema
automatizado de laboratorio Starlims del Complejo Ana María Campos, ingresando
el área de operación, especificación de la planta (Olefinas I/ II), punto de muestreo
(entrada/salida del reactor) y fecha (21/02/14 al 21/03/14). Presentados bajo la
estructura mostrada en la Figura 4.16.
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.16. Sistema automatizado de laboratorio Starlims del Complejo Ana María
Los valores calculados por medio de la ecuación 2.1, mostrados
y 4.8, reportan el valor del factor de
las Figuras 4.17 y 4.18 se observa la tendencia de estos, con respecto al tiempo.
Tabla 4.7. Datos obtenidos del fa
Equipo
101-DB
Diseño
Figura 4.16. Sistema automatizado de laboratorio Starlims del Complejo Ana María
Campos (Starlims, 2014).
Los valores calculados por medio de la ecuación 2.1, mostrados
, reportan el valor del factor de selectividad para los reactores 101
las Figuras 4.17 y 4.18 se observa la tendencia de estos, con respecto al tiempo.
. Datos obtenidos del factor de selectividad para el reactor 101
Equipo Días SF (ºC/ppm)
DB
21/02/14 14,1786
28/02/14 15,6143
07/03/14 14,2637
14/03/14 15,6759
21/03/14 14,7647
Diseño Caso %propano 7.61035
Figura 4.16. Sistema automatizado de laboratorio Starlims del Complejo Ana María
Los valores calculados por medio de la ecuación 2.1, mostrados en las Tablas 4.7
selectividad para los reactores 101-DB/C y en
las Figuras 4.17 y 4.18 se observa la tendencia de estos, con respecto al tiempo.
ctor de selectividad para el reactor 101-DB.
SF (ºC/ppm)
14,1786
15,6143
14,2637
15,6759
14,7647
7.61035
DERECHOS RESERVADOS
Tabla 4.8. Datos obtenidos del factor de selectividad para el reactor 101-
DC.
Equipo Días SF (ºC/ppm)
101-DC
21/02/14 10,6306
28/02/14 10,0876
07/03/14 9,3390
14/03/14 9,4902
21/03/14 12,6014
Diseño Caso %propano 7.61035
Para el lapso de estudio, comprendido desde el 17/02/2014 hasta el 21/03/2013 se
realizaron 5 muestras de entrada y salida de gas de proceso para los reactores
101-DB/C. En base a ello, se reportó de acuerdo a los datos operacionales
analizados y al cálculo realizado, una tendencia estable, sin mayor variación,
siendo esto favorable ya que no se tiene cambios bruscos de selectividad,
teniendo un ciclo de reacción continuo, es decir, el lecho catalítico presenta
condiciones operacionales sin variaciones.
Es importante mencionar que los valores obtenidos del factor de selectividad
dependen en gran parte de la cantidad de acetileno que entra en el reactor, ya que
a menor cantidad de acetileno, mayor es el valor de factor de selectividad. Por
diseño, para el caso de operación 100% propano, la cantidad de acetileno a la
entrada de los reactores 101-DA/B/C, es de 4600 ppm. Y de acuerdo a los análisis
de muestra, este valor oscila entre 2500-2800ppm.
Por lo tanto, la cantidad de acetileno a la entrada de los reactores del sistema de
hidrogenación de acetileno es una consideración de la investigación, ya que la
planta se adopta a la disponibilidad de hornos con etano y propano que se estén
craqueando respectivamente, lo cuales dependen de la disponibilidad de materia
prima.
DERECHOS RESERVADOS
Dado lo anterior, se puede decir que ambos reactores presentes en el sistema de
hidrogenación de acetileno, tienen un factor de selectividad alto, en relación al
valor presentado por diseño 7,61035 ºC/ppm. Sin embargo, esto se puede
apreciar en las Figuras 4.17 y 4.18, donde el factor de selectividad tiende a
aumentar, indicando que el rector se ha vuelto menos selectivo.
Figura 4.17. Tendencia del factor de selectividad para el reactor 101-DB.
Figura 4.18. Tendencia del factor de selectividad para el reactor 101-DC.
0
5
10
15
20
Fac
tor
de s
elec
tivid
ad(º
C/p
pm)
Tiempo (dias)SF para el reactor 101-DB Tendencia SF (Diseño)
0
5
10
15
20
Fac
tor
de s
elec
tivid
ad
(ºC
/ppm
)
Tiempo (dias)SF para el reactor 101-DC Tendencia del SF (diseño)
DERECHOS RESERVADOS
Una indicación de baja selectividad, según United Catalysts Inc (1997), demuestra
que el catalizador no tiene la capacidad de fomentar la reacción química deseada
en este sistema, lo cual puede ser causado por alta presión parcial de hidrógeno,
poco azufre en la entrada de los reactores, remoción del azufre del catalizador,
existencia de depósitos de hierros u otros metales. Adicionalmente, la
desulfuración prematura del catalizador (pérdida de compuesto selectivo de
Nix6Sx6), representa un catalizador menos selectivo y por ende más sensible a los
cambios arriba del proceso. Este proceso de desulfuración prematura puede
originarse por:
1. Deficiencia del proceso de sulfuración del lecho previo al ciclo de operación,
por falla en la cantidad de azufre para lograr una sulfuración completa y
efectiva. Es importante, recordar con referencia a este punto que el reactor
101-DC, tiene 2 días de operación, previo al proceso de regeneración, lo
cual es un catalizador nuevo (regenerado) y por lo tanto el área superficial
del lecho se encuentra en su mayor expresión, las cantidades de azufre
requeridas pueden ser mayores a las indicadas en el procedimiento de pre-
sulfuración. Sin embargo, los valores del factor de selectividad más bajos
se reportaron para este reactor, lo que conlleva a descartar como posible
causante de baja selectividad este factor.
2. Desulfuración acelerada durante operación, ocurre al operar el reactor en
periodos largos sin inyección de azufre a la entrada de dichos reactores
presentes en el sistema de hidrogenación, tienen la característica de operar
con diferenciales de temperatura en condiciones normales. Esto es
causado por problemas de descomposición del agente sulfurizante a H2S o
efectos de una baja inyección de azufre.
De acuerdo a los valores mostrados en la Figura 4.17 y 4.18, el punto
correspondiente al 14/03/14 del reactor 101-DC, es el valor más bajo para el factor
DERECHOS RESERVADOS
de selectividad. Caso contrario para el reactor 101-DB, es el valor más alto para
dicho factor, esto demuestra que el estudio de los parámetros es independiente
para cada equipo presente en el sistema de hidrogenación, ya que el lecho
catalítico y catalizadores “envejecen” de acuerdo a su tiempo y ciclo de operación.
El comportamiento de la conversión de 1,3-Butadieno en función al tiempo se
presenta en las Figuras 4.19 y 4.20. Sin embargo, a continuación se realiza un
cálculo típico para el reactor 101-DB en relación a la conversión de 1,3-Butadienoa
partir de los siguientes datos:
1,3-Butadieno ENT: 9261 ppm
1,3-Butadieno SAL: 2562 ppm
Estos valores son el resultado del análisis cromatográfico, realizado por el
personal del laboratorio del Complejo Petroquímico Ana María Campos. Este
resultado es reportado para los días específicos de la toma de muestra, a través
de sistema automatizado Starlims en el Anexo 4. Dado esto, se procede a sustituir
en la ecuación 2.2, como sigue:
X1,3-BUTADIENO(%)=(9261ppm-2562ppm)
9261ppm×100=72.3356
Seguidamente, se realiza el mismo procedimiento para el reactor 101-DC, con los
siguientes datos:
1,3-Butadieno ENT: 9261 ppm
1,3-Butadieno SAL: 2502 ppm
X1,3-BUTADIENO(%)=(9261ppm-2502ppm)
9261ppm×100=72.9834
En la Tabla 4.9, se presentan todos los valores de conversión del 1,3-Butadieno
para el tiempo de evaluación calculadas mediante la ecuación 2.2. Se evidencia
en las Figuras 4.19 y 4.20 que al inicio del ciclo operacional de los reactores, se
DERECHOS RESERVADOS
presenta una alta conversión de 1,3-Butadieno y a medida que transcurre el
periodo operacional, se va incremento la conversión de este parámetro indicando
una baja de selectividad de los reactores 101-DB/C. Esto es soportado por el
licenciante del catalizador (Clariant), el cual indica que cuando la conversión de
butadieno es de 30 % a 50 % se obtiene una selectividad óptima, incluso acota
que la concentración de acetileno a la salida de los convertidores se encuentra
menor a 1 ppm.
Tabla 4.9. Conversión de 1,3-Butadieno para el tiempo de evaluación, según los
datos reportados por el sistema automatizado Starlims.
DIAS REACTOR B (%) REACTOR C (%)
21-02-2014 72,3356 72,9834
28-02-2014 81,2172 69,4653
07-03-2014 75,2543 52,7810
14-03-2014 81,0663 76,9830
21-03-2014 79,7442 87,2481
Figura 4.19. Conversión de 1,3-Butadieno en el reactor 101-DB.
70 (máx)
50 (intermedio)
35 (diseño)
0
20
40
60
80
100
15/02 20/02 25/02 02/03 07/03 12/03 17/03 22/03 27/03
Con
vers
ión
de 1
,3-B
utad
ieno
(%
)
Tiempo (días)
Conversión de 1,3-Butadieno para el reactor 101-DB
DERECHOS RESERVADOS
Adicionalmente, el licenciante del catalizador hace referencia a los datos de
operación, específicamente al DT, ya que si se tiene una conversión de 1,3-
Butadiendo de 30-50% se estima operar con una temperatura diferencial de 35ºC
(valor de diseño), y conversiones por encima de 70% se espera operar con
diferenciales de temperatura de más altos, específicamente a partir de 38,5ºC en
adelante. Por lo tanto, se deduce que a mayor conversión de 1,3-Butadieno el
reactor pierde selectividad para hidrogenar acetileno a etileno (reacción deseada)
y por ello parte de etileno puede ser hidrogenado a etano (reacción indeseada).
Figura 4.20. Conversión de 1,3-Butadieno en el reactor 101-DC.
De acuerdo a los parámetros evaluados anteriormente, dentro de las limitaciones
de la planta, se puede concluir que los reactores 101-DB/C del sistema de
hidrogenación de acetileno en el tiempo estudiado presentan una alta actividad,
esto es reportado en las Tablas 4.5 y 4.6 y observado en las Figuras 4.13 y 4.14
dado que las temperaturas diferenciales (DT) son valores relativamente altos; los
aportes de los diferenciales de temperatura de cada zona al diferencial total sólo
es contribuido por % DT2 del lecho catalítico.
70 (máx)
50 (intermedio)
35 (diseño)
0
20
40
60
80
100
15/02/14 20/02/14 25/02/14 02/03/14 07/03/14 12/03/14 17/03/14 22/03/14 27/03/14
Con
vers
ión
de 1
,3-B
utad
ieno
(%
)
Tiempo (días)
Conversión de 1,3-Butadieno en el reactor 101-DC
DERECHOS RESERVADOS
El otro diferencial (% DT3) presenta valores muy bajos lo cual indica que no se
generó calor suficiente en esa zona del lecho catalítico, probablemente existe la
posibilidad de sitios inactivos del catalizador, dando como resultado una baja
conversión en esta sección del lecho. Adicionalmente, los reactores de acetileno
presentan una baja selectividad, esto es corroborado al evidenciar en la Tabla 4.9
conversiones de 1,3-Butadienos de 70% en adelante y factores de selectividad en
el orden mayor de 10 ºC/ppm según las Tablas 4.7 y 4.8.
4.3. Cálculo de las pérdidas de etileno del sistema de hidrogenación de
acetileno de la planta Olefinas I del Complejo Petr oquímico Ana María
Campos
El cálculo de las pérdidas de producción de etileno en el área de conversión de
acetileno, es estimado mediante la ecuación 2.4, presentada en el marco teórico.
A continuación se realiza un cálculo típico para el reactor 101-DB en relación a las
pérdidas de etileno a partir de los siguientes datos:
Etileno ENT: 25.48 %mol.
Etileno SAL: 25.86 %mol.
Acetileno ENT: 25.17 %mol.
Acetileno SAL: 0.1 %mol.
Los valores necesarios para el cálculo, fueron adquiridos a través de las muestras
rutinarias realizadas por el personal del laboratorio, una vez por semana los días
viernes específicamente. Las cuales fueron analizadas en dicho laboratorio del
Complejo Ana María Campos con la ayuda de la plataforma Starlims, en el Anexo
4 se muestran los valores de concentración de los componentes presente en el
gas de proceso, ingresando el área de operación, especificación de la planta
(Olefinas I/ II), punto de muestreo (entrada/salida del reactor) y fecha (1/02/14 al
DERECHOS RESERVADOS
21/03/14), como se mencionó anteriormente. Dado esto, se procede a sustituir en
la ecuación 2.4, como sigue:
Pérdidas de C2�% mol�=25.48+(25.17-0.1)-25.86
25.48+(25.17-0.1)=0.48842
Seguidamente, se realiza el mismo procedimiento para el reactor 101-DC, con los
siguientes datos:
Etileno ENT: 25.48 %mol.
Etileno SAL: 25.74 %mol.
Acetileno ENT: 25.17 %mol.
Acetileno SAL: 0.01 %mol.
Pérdidas de C2�% mol�=25.48+(25.17-0.01)-25.74
25.48+(25.17-0.01)=0.4917
En las Tablas 4.10 y 4.11, se muestran cuantificadas las pérdidas de etileno de
cada reactor del sistema de hidrogenación de acetileno para el tiempo de
evaluación.
Tabla 4. 10. Pérdidas de etileno en el reactor 101-DB.
Días Pérdidas de etileno (% mol)
21/02/14 0,4884
28/02/14 0,5158
07/03/14 0,5072
14/03/14 0,5121
21/03/14 0,5108
Promedio 0,5068
DERECHOS RESERVADOS
Tabla 4.11. Pérdidas de etileno en el reactor 101-DC.
Días Pérdidas de etileno (% mol)
21/02/14 0,4917
28/02/14 0,5186
07/03/14 0,5124
14/03/14 0,4827
21/03/14 0,5007
Promedio 0,5012
El comportamiento de las pérdidas de etileno en función a las fechas de muestras
tomadas se reportan en las Figuras 4.21 y 4.22 para los respectivos reactores en
operación.
Figura 4.21. Tendencia de pérdidas de etileno en el reactor 101-DB.
0,47
0,48
0,49
0,5
0,51
0,52
0,53
0,54
0,55
15/02 20/02 25/02 02/03 07/03 12/03 17/03 22/03 27/03
Pér
dida
s de
etil
eno
(%m
ol)
Tiempo (días)Pérdidas de etileno en el reactor 101-DB
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.22. Tendencia de pérdidas de etileno en el reactor 101-DC.
Durante el tiempo de servicio de los reactores 101-DB/C, se observa estabilidad
en las pérdidas de etileno, es decir, no hay cambios bruscos en las tendencias
evaluadas (Figuras 4.21 y 4.22). Sin embargo, se reportan pérdidas significativas
de etileno superiores a las de diseño (2 %), siendo esto lo esperado, luego de la
evaluación por separado de cada reactor.
La evaluación previa realizada a cada reactor presente en el sistema de
hidrogenación de acetileno, en cuanto a selectividad y actividad catalítica
corrobora estas pérdidas de etileno, ya que una operación óptima necesita
actividad adecuada para hidrogenar el acetileno pero al mismo tiempo suficiente
selectividad para evitar pérdidas excesivas de etileno, es necesario tener un
balance correcto entre estas variables.
Para las condiciones actuales del reactor 101-DB/C del sistema de hidrogenación
de acetileno se encuentran operando con una alta actividad, probablemente por
0,46
0,47
0,48
0,49
0,5
0,51
0,52
0,53
0,54
0,55
15/02 20/02 25/02 02/03 07/03 12/03 17/03 22/03 27/03
Pér
dida
s de
etil
eno
(%m
ol)
Tiempo (días)
Pérdidas de etileno en el reactor 101-DC
DERECHOS RESERVADOS
contener un alto contenido de coque, titanio, bario; así como la pérdida de níquel y
deposición de azufre en la superficie del catalizador. Esto es porque al depositarse
estos compuestos sobre la superficie catalítica obstruyen los sitios activos,
impidiendo la circulación del gas por los poros del catalizador. Esta alta actividad,
es reflejada en los elevados diferenciales de temperatura; en la última sección del
lecho el gas de proceso circula sin ser transformado.
A su vez, los reactores 101-DB/C del sistema de hidrogenación de acetileno se
encuentran operando con una baja selectividad, promoviendo el hecho de que el
catalizador no tiene la capacidad de fomentar la reacción química deseada, dado
que no presenta características selectivas ante la reacción de hidrogenación
acetilénica, esto se puede demostrar en el hecho de que operacionalmente
presenta factores de selectividad muy altos, aunado a conversiones altas de 1,3-
Butadieno.
Anualmente se pierden grandes cantidades de etileno por hidrogenación excesiva
en los reactores de acetileno, el origen de las altas pérdidas reside principalmente
en el manejo inapropiado de las variables que afectan la operación óptima de los
reactores del sistema de hidrogenación de acetileno, sin embargo las limitaciones
de la planta son tomadas en cuenta, las cuales se resumen en la Tabla 4.12.
Tabla 4.12. Limitaciones actuales de la planta, en relación al sistema de
hidrogenación de acetileno.
Limitaciones de la planta
� No existe monitoreo
de la dosificación de
dimetil disulfuro.
� Toma de muestra
realizada una vez por
semana.
� No existen medidores
para el flujo de gas de
proceso.
DERECHOS RESERVADOS
Tabla 4.12. Continuación
Limitaciones de la planta
� Poca confiablidad del
sistema de inyección
de dimetil disulfuro.
Debido a las
obsolescencias de las
bombas de inyección.
� No se realiza análisis
químico en línea, de
ninguno de los
componentes presente
en el gas de proceso.
� La medición de
caudales se realiza
aguas arriba en la
tubería común, y se
divide su magnitud
entre los dos (2)
reactores activos.
� Disponibilidad de
materia prima, que
recae principalmente
en la cantidad de
acetileno a la entrada
de los reactores.
� No existen
analizadores a la
entrada de los
reactores en relación a
la concentración de
acetileno.
� No cuenta con
medidores de presión
a la entrada de los
reactores.
� Poca confiabilidad en
el proceso de
regeneración,
reducción y
sulfuración llevado a
cabo en los reactores.
� Ensuciamiento y/o
taponamiento de las
líneas y poros del
catalizador por
formación de coque,
aceite verde, entre
otros.
� No hay monitoreo de
la presión parcial de
hidrógeno.
DERECHOS RESERVADOS
4.4. Correlación de las pérdidas de etileno respect o al porcentaje de carga
del sistema de hidrogenación de acetileno a distint as temperaturas
diferenciales en la planta Olefinas I del Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
La correlación es una técnica estadística usada para determinar la relación entre
dos o más variables. La regresión y la correlación son dos técnicas estrechamente
relacionadas y comprenden una forma de estimación. El análisis de correlación
produce un número que resume el grado de correlación entre dos variables; y el
análisis de regresión da lugar a la ecuación matemática presentada en la ecuación
2.4, la cual describe dicha relación.
El método de mínimos cuadrados determina los valores de los parámetros a y b de
la recta (ecuación matemática) que mejor seajusta a los datos experimentales. Sin
embargo, el coeficiente de correlación (R) es otro parámetro para el estudio de
una distribución bidimensional, su valor puede variar entre 1 y -1. Según el autor
Rincón (2005):
� Si R = -1 todos los puntos se encuentran sobre la recta existiendo una
correlación que es perfecta e inversa.
� Si R = 0 no existe ninguna relación entre las variables.
� Si R = 1 todos los puntos se encuentran sobre la recta existiendo una
correlación que es perfecta y directa.
A fin de cumplir con el objetivo propuesto por Ingeniería de Producción de la
planta Olefinas I, de correlacionar las pérdidas de etileno en función del porcentaje
de carga en el sistema de hidrogenación de acetileno para las condiciones
actuales del lecho catalítico, se procede a la búsqueda de los datos necesarios
para realizar dicha correlación.
DERECHOS RESERVADOS
Las pérdidas de etileno fueron calculadas previamente en la parte anterior de esta
investigación, a través de la ecuación 2.4. El porcentaje de carga de la planta
Olefinas I, es obtenido a través del PI Process Book, con la especificación del
tiempo definido y su respectivo tag, a su vez las distintas temperaturas
diferenciales presentes en el sistema de hidrogenación de acetileno, son
mostrados en las Tablas 4.13 y 4.14. Es importante acotar, que el cálculo de
pérdidas de etileno está limitado por el procedimiento de recolección de muestras,
ya que es realizado rutinariamente, una vez por semana. Por lo tanto, los valores
de porcentaje de carga y temperatura diferenciales son reportados para ese día en
específico.
Tabla 4.13. Datos necesarios para realizar la correlación del reactor 101-DB
presente en el sistema de hidrogenación de acetileno.
Tag: O1:CARGA.PV
Días Pérdidas de
etileno (% mol)
Carga de la planta
Olefinas I (%)
Temperatura
diferencial (ºC)
21/02/14 0,4884 84,9694 35,5563
28/02/14 0,5158 85,6519 39,1844
07/03/14 0,5072 85,6378 38,1092
14/03/14 0,5121 86,7115 42,9473
21/03/14 0,5108 84,3254 40,6959
Tabla 4.14. Datos necesarios para realizar la correlación del reactor 101-DC
presente en el sistema de hidrogenación de acetileno.
Tag: O1:CARGA.PV
Días Pérdidas de
etileno (% mol)
Carga de la planta
Olefinas I (%)
Temperatura
diferencial (ºC)
21/02/14 0,4917 84,9694 27,7221
DERECHOS RESERVADOS
Días Pérdidas de
etileno (% mol)
28/02/14 0,5186
07/03/14 0,5124
14/03/14 0,4827
21/03/14 0,5007
4.4.1. Ajuste por mínimos cuadrados mediante Excel
A continuación se muestra el
cálculo Excel, ya que su uso
cuadrados se llevó a cabo de la siguiente manera:
1. Se procede abrir una ventana nueva en Microsoft Excel
Figura 4.23. Logo de inicio de Excel.
Microsoft Excel es un potente software con gran capacidad de gestión de datos y
de manejo habitual. Excel facilita notablemente el trabajo a realizar, ofrece la
posibilidad de hacer gráficos automáticamente, en los que se puede observar
cómo se comporta una variable con respecto a otra. Es una herramienta de gran
utilidad para quienes quieran trabajar co
simplemente almacenar datos numéricos y graficar su evolución.
Tabla 4.14. Continuación
Pérdidas de
etileno (% mol)
Carga de la planta
Olefinas I (%)
0,5186 85,6519
0,5124 85,6378
0,4827 86,7115
0,5007 84,3254
mínimos cuadrados mediante Excel
A continuación se muestra el procedimiento basado en la utilización de la
cálculo Excel, ya que su uso facilita y agiliza los cálculos. Este ajuste de mínimos
cabo de la siguiente manera:
Se procede abrir una ventana nueva en Microsoft Excel.
Figura 4.23. Logo de inicio de Excel.
Microsoft Excel es un potente software con gran capacidad de gestión de datos y
Excel facilita notablemente el trabajo a realizar, ofrece la
posibilidad de hacer gráficos automáticamente, en los que se puede observar
cómo se comporta una variable con respecto a otra. Es una herramienta de gran
utilidad para quienes quieran trabajar con funciones y fórmulas matemáticas, o
simplemente almacenar datos numéricos y graficar su evolución.
Temperatura
diferencial (ºC)
24,4384
26,4432
26,9657
31,4299
procedimiento basado en la utilización de la hoja de
los cálculos. Este ajuste de mínimos
Microsoft Excel es un potente software con gran capacidad de gestión de datos y
Excel facilita notablemente el trabajo a realizar, ofrece la
posibilidad de hacer gráficos automáticamente, en los que se puede observar
cómo se comporta una variable con respecto a otra. Es una herramienta de gran
n funciones y fórmulas matemáticas, o
simplemente almacenar datos numéricos y graficar su evolución.
DERECHOS RESERVADOS
2. Se abrió un archivo nuevo donde se verifica que está en blanco la ventana de
Microsoft Excel.
Figura 4.24. Ventana en blanco para realizar el ajuste de mínimos cuadrados.
En la pantalla de Excel, se distinguen dos ventanas; la ventana del programa
(ventana principal), y la ventana del documento (dentro de la principal), que
contiene el libro llamado libro1. Ambas ventanas se podrán minimizar, maximizar,
desplazar, cambiar su tamaño entre otros.
3. Una vez abierta la hoja de cálculo se introduce en la primera columna los
valores de la variable independiente (porcentaje de carga) y en la segunda
columna los de la variable dependiente (pérdidas de etileno), es decir, los
valores de x en la primera y los valores de y en la segunda columna, a
continuación se selecciona todas las celdas, este será el aspecto de nuestra
hoja:
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.25. Hoja de cálculo con los valores de la variable independiente y
dependiente.
Se debe hacer clic en insertar y luego sobre el asistente para gráficos
dispersión, como se muestra en la siguiente pantalla, y aparece el siguiente
cuadro de diálogo:
Figura 4.26. Hoja de cálculo para gráficos en dispersión.
DERECHOS RESERVADOS
4. En el tipo de gráfico seoptó por Dispersión (XY) y en Subtipo de gráficos se
seleccionó la opción dispersión con líneas rectas y marcadores. Una vez
seleccionadas las opciones se pulsa y aparecerá la siguiente pantalla:
Figura 4.27. Hoja de cálculo con el gráfico de dispersión con líneas rectas y
marcadores.
5. Si se desea, se procede a realizar la presentación del gráfico a través de la
opción herramientas de gráficos/presentación, incluye:Título del gráfico, rótulos
de los ejes, leyenda entre otros. Se debe seleccionar una a una las opciones,
luego de realizarlos, aparece el siguiente cuadro:
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.28. Hoja de cálculo de gráfico de dispersión con líneas rectas y
marcadores con presentación.
6. Para mover el gráfico realizado se puede hacer clic sobre el gráfico, y
automáticamente aparecerá una tabla de herramientas, mostrando una serie de
opciones entre ellas, mover gráfico. Se puedeseleccionar o bien En una hoja
nueva (colocando el título) o Como objeto en. Si se selecciona esta última
opción el gráfico se inserta en la hoja que se está trabajando. Eligiendo En una
hoja nuevadebe aparecer el gráfico, en una nueva hoja, de la siguiente forma:
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.29. Hoja de cálculo con gráfico de dispersión con líneas rectas y
marcadores en una hoja nueva.
7. Este gráfico (Figura 4.29) muestra los puntos dispuestos en el plano XY, ahora
se procede a buscar la recta de ajuste, para ello, se debe hacer clic en el gráfico
y luego en Agregar línea de tendencia:
DERECHOS RESERVADOS
Figura 4.30.Hoja de cálculo con gráfico con la opción agregar línea de tendencia
8. Apareciendo el siguiente cuadro de diálogo:
Figura 4. 31. Hoja de cálculo con gráfico y opciones de líneas de tendencia.
DERECHOS RESERVADOS
9. En tipo, es Lineal (por defecto ya está seleccionado) y luego se debe seleccionar
Presentar ecuación en el gráfico y Presentar el valor de R cuadrado en el
gráfico.
Figura 4.32. Hoja de cálculo con gráfico y selección de opciones de líneas de
tendencia.
Sin embargo, para realizar un análisis más exhausto del comportamiento de las
variables en el sistema de hidrogenación de acetileno, se puede hacer el estudio
para cada tipo de tendencia o regresión, es decir, para tipo exponencial,
logarítmica, y potencial.
Además también es posible, aun sin dibujar la recta de ajuste, calcular el valor de
la pendiente, la ordenada en el origen y el coeficiente de correlación, para ellos, se
debe situar en una celda en blanco y escribir:
=PENDIENTE (B2:B6; A2:A6), debe aparecer el valor de la pendiente, se
selecciona otra celda en blanco y se procede a escribir:
DERECHOS RESERVADOS
= INTERSECCIÓN.EJE (B2:B6; A2:A6),y se visualiza el valor de la ordenada, se
selecciona otra celda en blanco y se procede a escribir:
=COEF.DE.CORREL (B2:B6; A2:A6),obteniendo el valor del coeficiente de
correlación.
Luego de realizar el procedimiento descrito, este será el aspecto de la hoja de
cálculo de Excel:
Figura 4.33. Gráfico, ecuación y coeficiente de correlación.
Consecutivamente, se debe realizar el mismo procedimiento descrito previamente
para realizar la correlación entre el porcentaje de carga y las distintas
temperaturas diferenciales. Con la consideración, que una vez abierta la hoja de
cálculo se introduce en la primera columna los valores de la variable
independiente (porcentaje de carga) y en la segunda columna los de la variable
dependiente (temperatura diferencial), es decir, los valores de x en la primera y los
valores de y en la segunda columna.
y = 0,0041x + 0,1585R² = 0,1135
0,485
0,49
0,495
0,5
0,505
0,51
0,515
0,52
84 84,5 85 85,5 86 86,5 87
Pér
dida
s de
etil
eno
(%m
ol)
Carga (%)
Carga vs Pérdidas de etileno
Carga vs Pérdidas de etileno Lineal (Carga vs Pérdidas de etileno)
DERECHOS RESERVADOS
Luego de realizar, este cambio el procedimiento empleado es el mismo, tanto para
el cambio de variables independiente y dependiente como para el rector utilizado.
Concluido este procedimiento de ajuste de mínimos cuadrados mediante Excel, se
presentan las Tablas 4.15 y 4.16, con el reporte de la ecuación y coeficiente de
correlación correspondiente para cada tipo de línea de tendencia, ofrecido por este
paquete de Microsoft, de acuerdo a los obtenidos para el reactor 101-DB y 101-DC
del sistema de hidrogenación de acetileno.
Tabla 4.15. Resultados de la correlación, obtenidos a través de Excel para el
reactor 101-DB.
Correlación: X: % de carga; Y: Pérdidas de etileno
Tipo de tendencia Ecuación R
Lineal y = 0,0041x + 0,1585 0,3368
Exponencial y = 0,253e0,0081x 0,3364
Logarítmica y = 0,3474ln(x) - 1,0383 0,3357
Potencial y = 0,0233x0,6926 0,3352
Correlación: X: % de carga; Y: Temperatura diferencial
Tipo de tendencia Ecuación R
Lineal y = 1,4492x - 84,551 0,4651
Exponencial y = 1,776e0,0362x 0,4548
Logarítmica y = 122,98ln(x) - 507,72 0,4616
Potencial y = 5E-05x3,073 0,4513
La Tabla 4.15, presenta los resultados obtenidos de las correlaciones realizadas
mediante Excel para el reactor 101-DB del sistema de hidrogenación de acetileno
de la planta Olefinas I para el tiempo evaluado, se evidencia que los valores del
coeficiente de correlación para ambos caso de estudio de correlación es menor a
0.5, siendo esto no favorable, ya que predice que no existe relación entre las
variables.
DERECHOS RESERVADOS
Tabla 4.16. Resultados de la correlación, obtenidos a través de Excel para el
reactor 101-DC.
Correlación: X: % de carga; Y: Pérdidas de etileno
Tipo de tendencia Ecuación R
Lineal y = -0,004x + 0,8413 0,2414
Exponencial y = 1,0128e-0,008x 0,2502
Logarítmica y = -0,336ln(x) + 1,9941 0,2381
Potencial y = 11,028x-0,695 0,2469
Correlación: X: % de carga; Y: Temperatura diferencial
Tipo de tendencia Ecuación R
Lineal y = -1,9011x + 189,87 0,6808
Exponencial y = 7892,6e-0,066x 0,6441
Logarítmica y = -163,4ln(x) + 754,18 0,6636
Potencial y = 3E+12x-5,7 0.6475
Para el reactor 101-DC presente en el sistema de hidrogenación de acetileno de la
planta Olefinas I, en la Tabla 4.16, se muestran los resultados obtenidos de las
correlaciones realizadas mediante Excel para el tiempo evaluado, dando como
resultado para el primer caso de correlación porcentaje de carga vs. Pérdidas de
etileno valores del coeficiente de correlaciones menores a 0.3, mientras que para
la segunda correlación porcentaje de carga vs. Temperaturas diferenciales los
valores de R son alrededor de 0.7, aunque presento valores más altos, no es
favorable realizar la correlación.
De acuerdo al autor Rincón (2005), el valor del coeficiente de correlación (R), si es
cercano o igual a 1, el ajuste será bueno y las predicciones realizadas a partir del
modelo obtenido serán muy fiables, es decir, el modelo obtenido resulta
verdaderamente representativo de la realidad; si por el contrario, R es cercano o
igual a 0, se tratará de un ajuste poco adecuado en el que las predicciones que se
DERECHOS RESERVADOS
realicen a partir del modelo obtenido no serán fiables, así, el modelo obtenido no
resulta verdaderamente representativo de la realidad.
Siguiendo el criterio de este autor, los resultados obtenidos para el reactor 101-DB
del sistema de hidrogenación de acetileno, para cualquiera de las dos
correlaciones realizadas, bien sea porcentaje de carga vs. Pérdidas de etileno o
porcentaje de carga vs. Temperatura diferencial, nos indican que entre las dos
variables no existe correlación, por lo tanto carece de sentido determinar el
modelo y/o ecuación de regresión lineal.
Para el caso del reactor 101-DC, ocurre un caso semejante, para cualquiera de las
dos correlaciones realizadas, los valores del coeficiente de correlación son muy
cercanos a 0, por lo que no resulta factible establecer una correlación, ya que no
existe ninguna relación entre las variables. Es importante acotar, que revisando los
valores de R, para el reactor 101-DB, con la correlación (% de carga; pérdidas de
etileno) se tiene que el tipo de tendencia que “mejor” predice esta relación es el
tipo lineal, de igual forma con la correlación (% de carga; temperatura diferencial),
el valor “más alto” del coeficiente de correlación corresponde al tipo de tendencia
lineal.
Mientras que para el reactor 101-DC, se tiene que el coeficiente de correlación
“más favorable”, corresponde al tipo de regresión exponencial y lineal, para las
correlaciones porcentaje de carga versus pérdidas de etileno y porcentaje de
carga versus temperatura diferencial, respectivamente. Sin embargo, este
resumen del estudio de las correlaciones realizadas se muestra en la Tabla 4.17.
DERECHOS RESERVADOS
Tabla 4.17. Resumen del estudio de las correlaciones realizadas al sistema de
hidrogenación de acetileno.
Reactor 101 -DB Reactor 101 -DC
Correlación Tipo de tendencia
X: % de carga; Y:
Pérdidas de etileno
Lineal
R=0,2501
Exponencial
R=0.2502
X: % de carga; Y:
Temperatura diferencial
Lineal
R=0,4651
Lineal
R=0,6808
A partir de la Tabla 4.17, se puede inferir que para adaptar una recta a un conjunto
de puntos, el ajuste por mínimos cuadrados puede resultar factible, aunque los
resultados obtenidos no son los esperados. Sin embargo, existen una serie de
parámetros que no pueden ser evaluados por las limitaciones existen en el
sistema, Tablas 4.1 y 4.12, respectivamente, que influyen en los datos
operacionales utilizados para realizar dicha correlación.
Uno de los factores más relevantes, es la limitación que tiene la planta Olefinas I,
de realizar el procedimiento de toma de muestra a la entrada y salida de los
reactores de acetileno 101-DB/C, ya que solo se realiza una vez por semana,
teniendo como consecuencia muy pocos análisis cromatográfico, necesarios para
calcular las pérdidas de etileno. En esta investigación el periodo de evaluación fue
de aproximadamente seis (6) semana desde el 17/02/14 hasta 21/03/14, en el
cual se realizaron la cantidad de cinco (5) muestras solamente.
Dados todos estos resultados, se presentan las herramientas esenciales para
poder predecir las pérdidas de etileno en el sistema de hidrogenación de acetileno
de la planta Olefinas I, permitiendo al personal de Ingeniería de Producción y
Procesos de la planta, tener un adecuado control sobre la actividad y selectividad
de los lechos catalíticos, con el fin de evitar la hidrogenación de etileno a etano
promoviendo la reacción deseada, además de optimizar el proceso de producción.
DERECHOS RESERVADOS
CONCLUSIONES
De acuerdo a los resultados obtenidos en este estudio se puede concluir lo
siguiente:
1. La temperatura de entrada del flujo de gas de proceso a los reactores de
acetileno presentó una tendencia estable para cada uno de los reactores
presente en el sistema de hidrogenación, se encontró por debajo del valor
de diseño (220ºC), pero cercano al rango recomendado por el licenciante
(Clariant) para optimizar el desempeño de estos reactores (200- 210ºC).
2. La concentración de acetileno a la salida del reactor 101-DB, presentó un
valor estable sin variaciones, muy cercano a 0 ppm. Mientras que para el
reactor 101-DC, la concentración más alta es de 1,48 ppm.
3. Los porcentajes de incremento de temperatura del reactor 101-DB
presentaron un comportamiento anormal, indicando deficiencias de las
zonas de reacción, específicamente, la zona 3, es decir, la zona de fondo
del lecho catalítico lo que da indicios de una baja actividad.
4. Los factores de selectividad para los reactores 101-DB y 101-DC
presentaron valores estables pero con tendencia a aumentar,
respectivamente. Esto indica que los reactores están perdiendo su
capacidad de ser selectivo al momento de hidrogenar acetileno.
5. El comportamiento de la conversión de 1,3 – Butadieno para los reactores
101-DB y 101-DC, muestran que al inicio del ciclo operacional de los
reactores, se presenta una alta conversión y a medida que transcurre el
DERECHOS RESERVADOS
166
periodo operacional, se va incremento, indicando una baja de selectividad
para ambos reactores.
6. Las pérdidas de etileno se encontró para la mayoría de las muestras
estudiadas, fuera del rango recomendado (0 – 2 %). La evaluación previa
realizada a cada reactor presente en el sistema de hidrogenación de
acetileno, en cuanto a selectividad y actividad catalítica corrobora estas
pérdidas de etileno.
7. Los resultados obtenidos para el reactor 101-DB del sistema de
hidrogenación de acetileno, para cualquiera de las dos correlaciones
realizadas, nos indican que entre las dos variables no existe correlación,
por lo tanto carece de sentido determinar el modelo y/o ecuación de
regresión lineal. Para el caso del reactor 101-DC, ocurre un caso
semejante.
8. No existe correlación entre ellas como se determinó a partir de ajuste por
mínimos cuadrados.
DERECHOS RESERVADOS
RECOMENDACIONES
Luego de haber realizado todos los objetivos planteados en el sistema de
hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I, se presentan las siguientes
recomendaciones:
1. Mantener el diferencial de temperatura de los reactores de hidrogenación
de acetileno entre 30,5 °C y 38 °C, además de revis ar todos los indicadores
de temperatura instalados en el lecho, específicamente la termocupla T4
(O1:T7174.PV) para el caso del reactor 101-DB.
2. Rehabilitar o instalar medidores y analizadores en línea en la entrada y
salida del sistema de hidrogenación de acetileno a fin de tener un
mejormonitoreo y control sobre la dosificación de dimetil disulfuro y flujo de
gas de proceso.
3. Continuar con el monitoreo de los ciclos operacionales de los reactores de
hidrogenación de acetileno, el estado del catalizador, y realizar los procesos
de regeneración del lecho catalítico como estipula el manual operativo de la
planta.
4. Contribuir con los proyectos de creación de plantas pilotos que permitan
estudiar el efecto de las impurezas en el catalizador en base de Níquel en
la reacción de hidrogenación de acetileno.
5. Continuar con las tomas de muestras y seguir con el estudio correlacional
por medio del ajuste por mínimos cuadrados ya que puede resultar factible
las correlaciones propuestas.
DERECHOS RESERVADOS
168
6. Dictar charlas que hagan participe al personal de la planta Olefinas I, de la
importancia de los trabajos realizados por el personal de laboratorio.
7. Instalación de analizadores en línea que determinen y registren la
composición de los principales compuestos involucrados en las reacciones
de los convertidores. Estos analizadores estarían ubicados a la entrada y
salida de cada lecho del sistema de hidrogenación.
8. Realizar balances de masa y energía en los reactores de hidrogenación de
acetileno cada 3 meses o 2 veces al año, a fin de determinar las pérdidas
globales del sistema. Esto con la finalidad de aumentar el conocimiento del
comportamiento de los reactores. DERECHOS RESERVADOS
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS
Alvarado, J. (2011). Actualización del proceso de regeneración de los
convertidores 101-Dʹs. (Documento técnico “A-OLE1-TIP-NT-11-029”, Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I). Complejo Ana María Campos. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Alvarado, J. (2011). Evaluación de los reactores de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I.(Documento técnico “A-OLE1-TIP-IT-11-016”, Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I). Complejo Ana María Campos. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Alvarado, J. (2011). Problemas Operacionales presentes en los reactores de hidrogenación de acetileno de la planta Olefinas I.(Documento técnico “A-OLE1-TIP-NT-11-038”, Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I). Complejo Ana María Campos. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Arias, F. (1999). El Proyecto de Investigación. Tercera ed. Editorial Episteme. ORAL EDICIONES. Caracas.
Atkins, P. (1993). Principios de Química: Los Caminos Del Descubrimiento, (Loretta Jones, María I Gismondi, trads. -Chemical principles). Tercera Ed. Editorial Médica Panamericana.
Avery, H. (1982). Cinética química básica y mecanismos de reacción. Ilustrada Ed. Editorial Reverté S.A. Barcelona. España.
DERECHOS RESERVADOS
170
Balestrini, M. (1998). Como se elabora el proyecto de investigación. Sexta Ed. Editorial Consultores Asociados. Servicios. Venezuela.
Bavaresco, A. (1994). Las técnicas de la investigación: manual para la elaboración de tesis, monografías, informes. Quinta Ed. Editorial Illinois.
Chirinos J. (1991). Manual expansión Olefinas. Complejo Ana María Campos. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Dankhe, G. (1986). Investigación y comunicación. Cuarta Ed. Editorial Mc Graw Hill. México.
Gobbo P, Soares L, Lansarin C, Secchi T y Ferreira F. (2004).“ Modeling, simulation, and optimization of a front-end system for acetylene hydrogenation reactors”. Artículo publicado en Scientific Electronic Library Online. Volumen 21, No 04, pp. 545-556.
Gutiérrez C, y Parra R. (1999). “Análisis de los convertidores de acetileno 101-DA/B/C por efecto de cambios en la carga de la planta Olefinas I – El Tablazo” . (Trabajo Especial de Grado para Optar al título de Ingeniero Químico). Universidad del Zulia, Maracaibo. Venezuela.
Herguido, J. (2012).Ingeniería y Diseño de reactores. Madrid. España.
Hernández, Fernández y Baptista (1998). Metodología de la Investigación. Editorial Mc Graw Hill. México.
Himmelblau, D. (1997). Principios básicos y cálculos en Ingeniería Química. Sexta Ed. Editorial Pearson Educación. México.
DERECHOS RESERVADOS
171
Huang, W. (1979). “ Optimize acetylene removal”. Artículo publicado enHydrocarbon Processing, Volumen 9, No. 10, p 131.
Iborra C, Tejero J y Cunill D. (2013). Apuntes de reactores multifásico. Editorial ERQ. Barcelona. España.
Inglezakis V. y Poulopoulos S. (2007). Adsorption, Ion Exchange and Catalysis: Design of Operations and Environmental Applications. Editorial Elsevier.
Izquierdo, J. (2004). Cinética de las reacciones químicas volumen 17 de Metodología Series. Ilustrada Ed. Barcelona. Editorial. Universidad de Barcelona.
Loza, P. (2011). “Catalizadores comerciales para la rehabilitación de reactores de hidrogenación 103-D/104-D de la planta de Olefinas I del Complejo Ana María Campos”. (Trabajo Especial de Grado para Optar al título de Ingeniero de Gas). Universidad Nacional Experimental Rafael María Baralt, Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Mc Cabe W, Smith J, y Harriot P. (1998). Operaciones unitarias en Ingeniería Química. Cuarta Ed. Editorial Mc Graw Hill. México.
Morrison R. y Boyd R. (1998). Química Orgánica. Quinta Ed. Editorial AddisonWesley. México.
Rincón, G. (2005). Ajuste por mínimos cuadrados. Escuela Politécnica de Ingeniería de Minas y Energía. Torrelavega. España.
Rivas, F (1997). El proceso de Enseñanza/Aprendizaje en la situación educativa. Editorial Ariel Planeta. Barcelona.
DERECHOS RESERVADOS
172
Rodríguez, M. (2000). Evaluación del sistema de hidrogenación de acetileno.(Documento técnico “IPO-OO-14. EVAL SISTEMA DE HIDROG ACETILENO OLEF1”, Gerencia Técnica de Ingeniería de Procesos de la planta Olefinas I). Complejo Ana María Campos. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Pequiven (1991) .Manual de Operaciones de la Planta Olefinas I. Vol. I.El Tablazo. Venezuela.
Pequiven (1999). Manual de Inducción del Complejo El Tablazo.El Tablazo. Venezuela.
Pequiven (2009). Manual de la gerencia corporativa de recursos técnicos. Complejo Ana María Campos. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
PI Process Book (2014). Sistema de información de la planta Olefinas I. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Sabino, C. (1992). El Proceso de la Investigación. Editorial Panapo. Caracas.
Sampieri R. (1998). Metodología de la Investigación. Editorial Mc Graw Hill. México.
Starlims (2014). Starlimversion 9. Planta Olefinas I. Los Puertos de Altagracia. Venezuela.
Smith J, Van Ness H, y Abbott M. (2005). Introducción a la termodinámica en Ingeniería química. Séptima Ed. Editorial Mc Graw Hill. México.
Scott, H (1999). Elementos de ingeniería de las reacciones químicas. Editorial Pearson Educación.
DERECHOS RESERVADOS
173
Tamayo M, y Tamayo M. (1999). El proceso de la investigación científica. Cuarta Ed.Editorial Limusa. México.
Treybal, R. (2000). Operaciones de transferencia de masa. Editorial Mc Graw Hill. México.
United Catalysts Inc (1997), Pequiven-El Tablazo seminario de hidrogenación selectiva plantas Olefinas I y Olefinas II.Editorial Süd-Chemie Company. El Tablazo. Venezuela.
DERECHOS RESERVADOS
Anexo1. Procedimiento empleado para realizar la toma de muestras en los
reactores 101-DA/B/C del sistema de hidrogenación de acetileno.
1. Antes de ir al campo se les realiza a los cilindros una prueba para la
determinación de fugas. En este procedimiento se llenan los cilindros con
N2 y se sumergen en agua y si este no presenta fuga alguna se constata de
que está apto para la toma.
2. Una vez en los reactores, los cilindros se insertan al punto donde se
encuentra la conexión (tubing) correspondiente a la entrada (una común
para los reactores por estar colocados en paralelo), y a la salida de cada
reactor en operación, ya que se debe determinar cómo se comporta cada
lecho catalítico.
3. Luego de realizar la conexión al toma muestra, se sigue con el
procedimiento de lavado de gas. Esto se realizó abriendo la válvula de
salida del cilindro y dejando escapar por un periodo de tiempo gas de
proceso.
4. Al terminar de purgar el cilindro se cerró la válvula, y se debe presurizar el
cilindro con el gas de proceso.
5. Simultáneamente, al tiempo que se realiza la toma de muestra se medir la
hora. Esto servirá de base para realizar una impresión en el sistema PI
Process Book, y poder observar la magnitud de las demás variables en ese
instante. Como presión, temperatura, flujo, entre otros.
6. Estas muestras son analizadas por el método de cromatografía de gases, a
través de un cromatógrafo del laboratorio del Complejo Petroquímico Ana
María Campos.
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175
Anexo 2. Datos operacionales de los reactores 101-DB/C.
DATOS OPERACIONALES DEL REACTOR 101 -DB
DIAS ENTRADA ZONA 1(TOPE) ZONA 2(MEDIO) ZONA 3(BAJA ) SALIDA DT P CONCEN
ACETILENO
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11 P A
ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC Pa(g) Ppm
18-02-14 213,5473 218,9451 243,0717 --- 241,0184 245,6815 240,0300 243,7164 220,4334 249,7498 248,5439 34,9846 1309731,4 0,0037
19-02-14 213,7654 219,2330 243,5188 --- 241,3457 246,1561 240,6333 244,2135 220,8380 250,3247 249,0977 35,3385 1307893,8 0,0037
20-02-14 214,1714 219,8815 244,2613 --- 242,0341 246,7793 241,5172 244,9673 221,4583 251,1477 249,9486 35,7629 1310660,4 0,0038
21-02-14 214,1444 219,8755 244,0098 --- 241,7175 246,5439 241,3002 244,6940 221,4300 250,8071 249,6904 35,5563 1305084,5 0,0041
22-02-14 214,1333 219,5422 243,5998 --- 241,2367 246,1002 240,8828 244,2364 221,0590 250,2871 249,2607 35,1277 1305182,9 0,2179
23-02-14 214,1110 219,1887 242,9731 --- 240,5502 245,5553 240,2200 243,5782 220,7090 249,6689 248,6665 34,5681 1310660,5 0,0168
24-02-14 214,1300 219,1385 243,1083 --- 240,6728 245,7454 240,3991 243,7244 220,6546 249,7961 248,7335 34,6088 1307406,9 0,0147
25-02-14 212,7493 219,2369 248,2441 --- 245,3307 250,4787 245,7192 249,1740 220,9320 255,924 254,3795 41,627 1310554,5 0,0066
26-02-14 212,3477 218,6623 246,1404 --- 243,3121 248,5854 243,7927 246,9506 220,2998 253,7264 252,2682 39,9195 1317030,0 0,0047
27-02-14 212,6815 218,8313 247,5438 --- 244,8202 249,9020 245,1933 248,3631 220,3767 254,8563 253,4832 40,7923 1310819,7 0,0044
28-02-14 212,4422 218,1559 245,5805 --- 242,9309 248,1635 243,4338 246,3273 219,5733 252,7396 251,6342 39,1844 1306417,4 0,0049
01-03-14 212,7318 218,3322 245,9746 --- 243,4251 248,6261 243,8108 246,632 219,7524 252,9127 251,9913 39,2586 1310244,2 0,0038
02-03-14 212,8813 218,4623 246,3444 --- 243,9101 249,0513 244,1876 246,9343 219,7723 253,0093 252,2944 39,4127 1314675,3 0,0056
DERECHOS RESERVADOS
176
2. Continuación
DIAS ENTRADA ZONA 1(TOPE) ZONA 2(MEDIO) ZONA 3(BAJA ) SALIDA DT P CONCEN
ACETILENO
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11 P A
ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC Pa(g) Ppm
03-03-14 213,8214 219,2960 246,3248 --- 244,0670 249,0561 244,3193 246,8751 220,4731 252,7218 252,1790 38,3170 1310859,0 0,0076
04-03-14 213,0186 218,9628 246,5756 --- 244,2167 249,4096 244,5933 247,1736 220,1846 253,1729 252,5372 39,5400 1307886,5 0,0050
05-03-14 212,7287 218,7074 246,2483 --- 243,9314 249,2707 244,2675 246,7902 219,9181 252,7777 252,2461 39,5142 1309426,6 0,0057
06-03-14 212,7474 218,6559 246,5957 --- 244,4080 249,8028 244,5305 247,0553 219,7549 252,9884 252,5720 39,8304 1314171,7 0,0088
07-03-14 212,7563 218,0701 245,2363 --- 243,2472 248,4600 243,0999 245,6036 219,0335 251,034 250,8548 38,1092 1310212,1 0,0155
08-03-14 211,6785 217,4148 248,6583 --- 246,6002 251,7122 246,5731 249,1666 218,3663 254,8007 254,5684 42,8553 1310149,2 0,0061
09-03-14 211,8457 217,6723 249,6009 --- 247,6274 252,7336 247,52 250,0681 218,6120 255,6958 255,3288 43,4716 1308195,8 0,0750
10-03-14 212,5822 218,0411 248,3489 --- 246,4521 252,1099 246,4643 248,6516 219,0807 254,6691 254,4942 41,9176 1314088,3 0,0118
11-03-14 212,5804 217,8592 247,2389 --- 245,5444 251,0548 245,0571 247,4630 218,7001 253,1242 253,1824 40,6139 1314608,0 0,0196
12-03-14 212,6341 217,8870 247,4328 --- 245,8810 251,2785 245,1856 247,6602 218,6145 253,1975 253,2891 40,6545 1310370,9 0,0045
13-03-14 212,3074 217,8567 249,6412 --- 248,1863 253,5767 247,1368 249,8673 218,5661 255,4149 255,5479 43,2632 1313497,5 0,0025
14-03-14 211,9620 217,1680 248,8694 --- 247,5439 253,1882 246,2963 249,0021 217,8619 254,5908 254,8828 42,9473 1313760,7 0,0033
15-03-14 211,8131 217,1098 250,4479 --- 249,1770 254,8598 247,7360 250,6105 217,7879 256,0061 256,3520 44,5329 1313760,6 0,0005
16-03-14 212,7983 217,5909 250,0361 --- 248,8497 254,4696 247,4209 250,1769 218,2575 255,6150 255,9748 43,1696 1312951,9 0,0010
DERECHOS RESERVADOS
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2. Continuación
DIAS ENTRADA ZONA 1(TOPE) ZONA 2(MEDIO) ZONA 3(BAJA ) SALIDA DT P CONCEN
ACETILENO
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11 P A
ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC Pa(g) Ppm
17-03-14 212,8102 217,7211 250,9734 --- 249,7255 255,7224 248,2665 251,1039 218,4643 256,8068 257,1588 44,3384 1313907,8 0,0011
18-03-14 212,8788 217,4404 249,4733 --- 248,3518 254,1875 246,8701 249,6544 218,1366 255,2439 255,6102 42,7302 1308945,0 0,0072
19-03-14 213,1291 217,5031 249,4129 --- 248,3127 254,4334 246,7882 249,5819 218,2559 255,2183 255,6661 42,5477 1311529,9 0,0155
20-03-14 213,4019 216,4520 248,2265 --- 247,2114 253,2486 245,6544 248,3734 218,1858 253,9602 254,4947 41,0891 1312493,5 0,0725
21-03-14 212,8300 216,5877 247,2273 --- 246,2522 252,1995 244,6331 247,3647 217,2737 252,9541 253,5070 40,6959 1303043,2 0,0399
DATOS OPERACIONALES DEL REACTOR 101-DC
DIAS ENTRADA ZONA 1(TOPE) ZONA 2(MEDIO) ZONA 3(BAJA ) SALIDA DT P CONCEN
ACETILENO
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11 P A
ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC Pa(g) Ppm
18-02-14 215,5553 232,6977 233,0592 234,0279 239,2068 239,2420 239,1058 244,0409 244,5474 244,5064 239,9566 24,4053 1312528,8 0
19-02-14 215,7826 233,0507 233,4475 234,4864 240,3109 240,2976 240,1235 245,6125 246,1930 246,4022 241,5344 25,7573 1310881,6 0
20-02-14 216,1500 233,8893 234,2719 235,4669 241,9533 241,8988 241,6872 247,8947 248,5245 248,8973 243,8865 27,7221 1313436,8 0
21-02-14 216,1215 231,7945 232,3435 233,4082 240,2564 240,2081 239,9334 246,7820 247,4218 247,8148 242,8682 26,7609 1307743,7 0
DERECHOS RESERVADOS
178
2. Continuación
DIAS ENTRADA ZONA 1(TOPE) ZONA 2(MEDIO) ZONA 3(BAJA ) SALIDA DT P CONCEN
ACETILENO
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11 P A
ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC Pa(g) Ppm
22-02-14 216,1275 230,6080 231,3457 232,2427 239,2962 239,2465 238,9329 245,9423 246,5307 246,8643 242,0549 25,9282 1308078,9 0
23-02-14 216,1137 229,6830 230,3943 231,3365 238,5902 238,5333 238,1918 245,3275 245,8602 246,1336 241,4959 25,4038 1313556,2 0
24-02-14 216,1299 228,7551 229,3549 230,3839 237,7949 237,6916 237,3338 244,4298 244,8918 245,1312 240,6773 24,5461 1310231,1 0
25-02-14 214,7285 227,1492 227,8489 228,7743 236,5125 236,3660 236,0057 243,0890 243,4932 243,7145 239,5005 24,7623 1313225,1 0,0006
26-02-14 214,3122 226,3128 227,0495 227,9322 235,8418 235,6655 235,3068 242,2903 242,6477 242,8374 238,7426 24,4309 1319708,1 0,0044
27-02-14 214,6196 226,6599 227,3834 228,2177 236,3455 236,0736 235,7470 242,5573 242,8663 243,0745 239,0719 24,4384 1313099,4 0,0167
28-02-14 214,3653 226,937 227,4902 228,3715 237,0040 236,5805 236,2742 243,0900 243,3222 243,6383 239,6853 25,3180 1308691,8 0,0037
01-03-14 214,6722 227,7630 228,3352 229,1299 238,3586 237,7965 237,5057 244,5212 244,6814 245,0659 241,1863 26,5238 1312419,9 0
02-03-14 214,8015 227,4274 228,0385 228,7244 238,0909 237,4968 237,2118 244,0797 244,1985 244,5567 240,7677 25,9732 1316946,2 0
03-03-14 215,6963 227,7993 228,3337 229,0084 238,2414 237,6161 237,3715 243,9400 244,0260 244,3716 240,6869 24,9480 1312919,1 0,0018
04-03-14 214,8894 227,3942 227,8729 228,5255 238,0753 237,3603 237,1107 243,8305 243,8867 244,2589 240,6669 25,8060 1309834,0 0,0059
05-03-14 214,5923 227,331 227,7807 228,4200 238,2560 237,4757 237,2269 243,9526 243,9695 244,3685 240,8291 26,2478 1311561,8 0,0109
06-03-14 214,5866 227,3638 227,7769 228,4371 238,4750 237,6403 237,3887 244,0832 244,0672 244,4605 241,0192 26,4432 1316072,0 0,0166
07-03-14 214,5880 226,4923 226,5658 227,5393 237,4284 236,5874 236,357 242,7198 242,6966 243,0315 239,6166 25,0316 1311882,4 0,2099
DERECHOS RESERVADOS
179
2. Continuación
DIAS ENTRADA ZONA 1(TOPE) ZONA 2(MEDIO) ZONA 3(BAJA ) SALIDA DT P CONCEN
ACETILENO
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 T9 T10 T11 P A
ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC ºC Pa(g) Ppm
08-03-14 213,4835 225,1682 225,5407 226,2167 236,1783 235,3008 235,0761 241,2512 241,1825 241,5057 231,4947 16,0808 1312040,1 0,1025
09-03-14 213,6319 226,6135 226,9322 227,6489 238,4011 237,3275 237,1146 243,6971 243,5516 244,0012 240,597 26,9366 1310018,7 0,0364
10-03-14 214,3585 227,6428 227,9413 228,6288 239,6722 238,5005 238,2950 244,9982 244,8035 245,2687 241,9507 27,6092 1315936,5 0,0113
11-03-14 214,3429 227,0742 227,3366 228,0623 238,9823 237,8349 237,6256 244,1999 243,9940 244,4178 241,2395 26,9267 1316268,0 0,0437
12-03-14 214,3741 226,3563 226,4352 227,3146 237,9288 236,8235 236,6334 242,9212 242,7202 243,0915 239,9916 25,6274 1311715,9 0,0914
13-03-14 214,0445 226,8729 227,0662 227,8370 239,1249 237,8765 237,7028 244,0417 243,7290 244,2358 240,9802 26,9657 1314642,6 0,2085
14-03-14 213,6833 225,7682 225,5695 226,6647 237,9374 236,6975 236,5259 242,7694 242,4592 242,9091 239,7530 26,1071 1314893,9 0,4639
15-03-14 213,5272 228,8166 228,829 229,6752 243,4262 241,5916 241,4279 248,5932 247,9641 248,9451 245,4787 31,9581 1315063,7 0,0465
16-03-14 214,5044 232,4518 232,1780 233,3167 248,6570 246,6271 246,5548 254,0305 253,2293 254,5214 250,5759 36,0859 1314098,7 0,0077
17-03-14 214,5090 234,4690 369,3303 235,4439 252,5182 250,4220 250,3844 258,5809 257,6791 259,1948 255,1846 40,6633 1315031,4 0
18-03-14 214,5656 229,6669 229,5967 230,5948 245,1466 243,4259 243,3966 250,5377 249,8436 250,7732 247,7772 33,2071 1309637,4 0,0342
19-03-14 214,8137 230,5564 230,5296 231,3957 246,5432 244,8285 244,7809 251,9411 251,2053 252,0909 249,1393 34,3309 1312050,8 0,0450
20-03-14 215,0730 229,0086 228,9142 229,8330 244,1323 242,5634 242,4754 249,1787 248,4779 249,1784 246,5002 31,4299 1313047,1 1,4835
21-03-14 214,5053 230,0190 230,1204 230,8056 246,6399 244,9365 244,8313 252,0152 251,1533 251,9317 249,3358 34,8451 1303667,5 0,0083
DERECHOS RESERVADOS
180
Anexo3. Contribución en porcentaje del diferencial de temperatura de cada zona al
diferencial total del reactor 101-DB/C.
Reactor 101 -DB Reactor 101 -DC
Días %DT2 %DT3 %DT2 %DT3
18-02-14 32,1137 12,8335 24,2702 21,2249
19-02-14 32,0776 12,8964 25,5557 22,6157
20-02-14 31,7986 12,9016 26,3463 23,7801
21-02-14 31,6245 12,8340 28,4638 26,9306
22-02-14 31,7950 12,8726 29,9275 28,1053
23-02-14 31,9011 13,0612 31,3620 28,8749
24-02-14 32,2144 12,9671 33,0347 29,3767
25-02-14 32,2764 12,9070 33,8036 28,8239
26-02-14 32,1364 12,7968 34,8187 28,5993
27-02-14 32,9741 12,1866 35,3339 27,7323
28-02-14 33,1115 11,9709 35,6267 26,5843
01-03-14 33,4549 11,4243 35,7323 25,8983
02-03-14 33,7784 10,7970 36,7160 25,7127
03-03-14 33,9372 10,3983 37,5281 25,5312
04-03-14 33,6469 10,3693 37,1407 25,0970
05-03-14 33,7734 10,0235 37,3707 24,5506
06-03-14 34,1984 9,4770 37,7237 24,0855
07-03-14 34,8537 8,8774 39,6504 24,0695
08-03-14 35,6048 8,6067 61,4180 36,0348
09-03-14 36,0167 8,2542 39,1643 22,7778
10-03-14 36,1354 7,9161 38,9420 22,4594
11-03-14 36,1198 7,5709 39,5761 22,4916
12-03-14 36,3759 7,3312 40,6849 22,5632
DERECHOS RESERVADOS
181
3. Continuación
Reactor 101-DB Reactor 101-DC
Días %DT2 %DT3 %DT2 %DT3
13-03-14 36,7155 6,9522 40,7037 21,3890
14-03-14 37,2334 6,4892 42,3362 21,6759
15-03-14 37,7521 6,1018 41,6972 19,8767
16-03-14 38,0666 6,1366 41,4696 18,4210
17-03-14 38,0954 6,1283 41,1357 18,1409
18-03-14 38,2538 6,1922 43,2374 19,2581
19-03-14 38,5138 6,0058 43,2298 18,5301
20-03-14 38,6124 5,9919 44,8478 18,7335
21-03-14 38,7936 6,0558 44,1942 17,8813
Promedio 36,0665 8,3381 39,4797 22,0855
DERECHOS RESERVADOS
182
Anexo 4. Análisis de laboratorio de los reactores 101-DA/B/C del sistema de
hidrogenación de acetileno, reportados por el sistema automatizado Starlims.
Fecha: 21/02/2014
Reactor: 101-DB
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 9261.00 2562.00 ppm-mol
Acetileno 2517.00 <10 ppm-mol
Butenos 9809.00 17074.00 ppm-mol
Pentanos Plus 9382.00 21052.00 ppm-mol
Etano 6.2 6.49 %mol
Etileno 25.48 25.86 %mol
Hidrogeno 16.65 15.24 %mol
1-Butano 0.05 0.05 %mol
Metano 27.74 28.1 %mol
Metilacetileno 1134.00 <10 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.04 %mol
Propadieno 528.00 67.00 ppm-mol
Propano 8.81 8.61 %mol
Propileno 9.94 10.1 %mol
DERECHOS RESERVADOS
183
Fecha: 21/02/2014
Reactor: 101-DC
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 9261.00 2502.00 ppm-mol
Acetileno 2517.00 <1 ppm-mol
Butenos 9809.00 16608.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 9382.00 20653 ppm-mol
Etano 6.2 6.47 %mol
Etileno 25.48 25.74 %mol
Hidrogeno 16.65 15.08 %mol
1-Butano 0.05 0.05 %mol
Metano 27.74 28.33 %mol
Metilacetileno 1134.00 <10 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.04 %mol
Propadieno 528.00 68.00 ppm-mol
Propano 8.81 8.61 %mol
Propileno 9.94 10.07 %mol
DERECHOS RESERVADOS
184
Fecha: 28/02/2014
Reactor: 101-DB
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 8790.00 1651.00 ppm-mol
Acetileno 2520.00 <10 ppm-mol
Butenos 9377.00 15270.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 12075.00 2640.00 ppm-mol
Etano 7.16 6.11 %mol
Etileno 25.89 24.69 %mol
Hidrogeno 16.55 15.55 %mol
1-Butano 0.03 0.03 %mol
Metano 28.00 29.87 %mol
Metilacetileno 1180.00 15.00 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.03 %mol
Propadieno 659.00 57.00 ppm-mol
Propano 8.41 8.14 %mol
Propileno 9.4 9.41 %mol
DERECHOS RESERVADOS
185
Fecha: 28/02/2014
Reactor: 101-DC
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 8790.00 2684.00 ppm-mol
Acetileno 2520.00 <1 ppm-mol
Butenos 9377.00 15020.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 12075.00 2160.00 ppm-mol
Etano 7.16 6.08 %mol
Etileno 25.89 24.59 %mol
Hidrogeno 16.55 15.36 %mol
1-Butano 0.03 0.04 %mol
Metano 28.00 29.05 %mol
Metilacetileno 1180.00 <10 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.03 %mol
Propadieno 659.00 76.00 ppm-mol
Propano 8.41 7.89 %mol
Propileno 9.4 9.39 %mol
DERECHOS RESERVADOS
186
Fecha: 07/03/2014
Reactor: 101-DB
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 7569.00 1873.00 ppm-mol
Acetileno 2681.00 <10 ppm-mol
Butenos 8079.00 19941.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 3561.00 4260.00 ppm-mol
Etano 6.11 6.25 %mol
Etileno 26.81 26.37 %mol
Hidrogeno 17.14 15.17 %mol
1-Butano 0.04 0.06 %mol
Metano 28.87 28.68 %mol
Metilacetileno 977.00 <10 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.04 %mol
Propadieno 527.00 39.00 ppm-mol
Propano 8.04 10.38 %mol
Propileno 9.34 10.17 %mol
DERECHOS RESERVADOS
187
Fecha: 07/03/2014
Reactor: 101-DC
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 7569.00 3574.00 ppm-mol
Acetileno 2681.00 <1 ppm-mol
Butenos 8079.00 17106.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 3561.00 8737.00 ppm-mol
Etano 6.11 6.53 %mol
Etileno 26.81 26.14 %mol
Hidrogeno 17.14 15.49 %mol
1-Butano 0.04 0.05 %mol
Metano 28.87 27.08 %mol
Metilacetileno 977.00 <10 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.04 %mol
Propadieno 527.00 <10 ppm-mol
Propano 8.04 8.9 %mol
Propileno 9.34 9.7 %mol
DERECHOS RESERVADOS
188
Fecha: 14/03/2014
Reactor: 101-DB
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 7690.00 1456.00 ppm-mol
Acetileno 2748.00 <10 ppm-mol
Butenos 7594.00 15847.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 6557.00 7098.00 ppm-mol
Etano 5.88 6.78 %mol
Etileno 25.85 25.97 %mol
Hidrogeno 17.52 15.08 %mol
1-Butano 0.03 0.03 %mol
Metano 30.71 31.08 %mol
Metilacetileno 1110.00 420.00 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.03 %mol
Propadieno 652.00 33.00 ppm-mol
Propano 6.49 6.85 %mol
Propileno 8.59 9.15 %mol
DERECHOS RESERVADOS
189
Fecha: 14/03/2014
Reactor: 101-DC
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 7690.00 1770.00 ppm-mol
Acetileno 2748.00 <1 ppm-mol
Butenos 7594.00 4969.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 6557.00 3020 ppm-mol
Etano 5.88 7.1 %mol
Etileno 25.85 27.58 %mol
Hidrogeno 17.52 15.64 %mol
1-Butano 0.03 0.05 %mol
Metano 30.71 27.37 %mol
Metilacetileno 1110.00 <10 ppm-mol
N-Butano 0.03 0.05 %mol
Propadieno 652.00 38.00 ppm-mol
Propano 6.49 6.62 %mol
Propileno 8.59 8.34 %mol
DERECHOS RESERVADOS
190
Fecha: 21/03/2014
Reactor: 101-DB
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 8289.00 1679.00 ppm-mol
Acetileno 2765.00 <10 ppm-mol
Butenos 8594.00 16316.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 5225.00 7728.00 ppm-mol
Etano 5.72 6.83 %mol
Etileno 26.4 26.39 %mol
Hidrogeno 16.87 14.63 %mol
1-Butano 2.78 2.97 %mol
Metano 29.52 29.6 %mol
Metilacetileno 1112.00 <10 ppm-mol
N-Butano 2.56 3.01 %mol
Propadieno 6253.00 <10 ppm-mol
Propano 7.22 7.7 %mol
Propileno 9.11 9.63 %mol
DERECHOS RESERVADOS
191
Fecha: 21/03/2014
Reactor: 101-DC
Componentes Entrada Salida Unidades
1,3-Butadieno 8289.00 1057.00 ppm-mol
Acetileno 2765.00 <1 ppm-mol
Butenos 8594.00 17350.00 ppm-mol
Pentanos-Plus 5225.00 9189 ppm-mol
Etano 5.72 7.17 %mol
Etileno 26.4 26.98 %mol
Hidrogeno 16.87 14.37 %mol
1-Butano 2.78 3.09 %mol
Metano 29.52 29.62 %mol
Metilacetileno 1112.00 <10 ppm-mol
N-Butano 2.56 3.18 %mol
Propadieno 6253.00 <10 ppm-mol
Propano 7.22 7.93 %mol
Propileno 9.11 9.91 %mol
DERECHOS RESERVADOS
