REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERIA DIVISION DE POSTGRADO

PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERIA DE GAS

“MEJORAS DEL SISTEMA DE FRACCIONAMIENTO PROPANO-PROPILENO DE UNA PLANTA DE OLEFINAS”

Trabajo Especial de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia

para optar al grado académico de

MAGÍSTER SCIENCIRATUM EN INGENIERIA DE GAS

Autor: Karen Rosana Romero Harrington Tutor: Jorge Luis Sánchez Arrieta

Cotutor: Narayanan Sankaran

Maracaibo, Enero de 2007

APROBACION

Este jurado aprueba el Trabajo Especial de Grado titulado: “Mejoras del sistema de fraccionamiento propano-propileno de una Planta de Olefinas.”, que Karen Rosana Romero Harrington, C.I.: 14.545.477, presenta ante el Consejo Técnico de la División de Postgrado de la Facultad de Ingeniería en cumplimiento del Artículo 45, Parágrafo 45.2 de la Sección Primera del Reglamento de Estudios para Graduados de la Universidad del Zulia, como requisito para optar al Grado Académico de

MAGÍSTER SCIENTIRATUM EN INGENIERIA DE GAS

_______________________________ Coordinador del Jurado

Orlando Zambrano C.I: 7.548.612

_______________________ _______________________ Prof. Jorge Barrientos Prof. Jorge Velásquez Jara C.I: 3.509.055 C.I.: 14.990.536

_______________________________ Director de la División de Postgrado Gisela Páez

iii

Romero Harrington, Karen Rosana. “Mejoras del sistema de fraccionamiento propano-propileno de una planta de Olefinas”. 2007. Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Programa de Postgrado en Ingeniería de Gas. Maracaibo, Venezuela. Tutor: Prof. Jorge Sánchez; Cotutor: Dr. Narayanan Sankaran.

Resumen

En este trabajo se evaluaron las mejoras en el desempeño de la unidad de

separación propano-propileno de una planta de Olefinas. Se realizaron simulaciones

en estado estacionario utilizando el paquete comercial Aspen Plus®. Los datos de

diseño obtenidos de los manuales de operación de la planta se utilizaron para la

validación de los métodos termodinámicos. Los platos óptimos de alimentación

fueron el 204 y el 146, para el primer y segundo tren de fraccionamiento;

respectivamente. Con las modificaciones efectuadas al arreglo original, utilizando el

tren secundario como despropanizadora y el tren primario como fraccionador

propano-propileno, se encontró que la recuperación de propano fue cercana al

100%, los requerimientos de calor fueron menores a los de diseño y la

recuperación de propileno como producto de tope en el fraccionador fue del 100%.

Por otro lado, el uso del tren primario o una de sus columnas como

despropanizadora, y el tren secundario como separador propano-propileno no es

factible técnicamente, debido al alto indicio de sobrecarga en los platos y a los altos

requerimientos de reflujo y calor. El suministro de vapor de baja presión en los

rehervidores tiene un costo asociado de $2,51 millones, lo cual evitaría los

problemas de ensuciamiento en el lado de los tubos y ocasionaría menores pérdidas

de propileno en el producto de fondo. Estas pérdidas generan 12700 TM/A de

propileno equivalente a $8 millones anuales. Con la modificación realizada al diseño

original, se requiere el uso de vapor de presión baja y media. Los costos de vapor

son similares a los del tren secundario o algunas de sus columnas operando como

despropanizadora; equivalentes a $1,225 millones.

Palabras Clave: despropanizadora, columnas propano-propileno. E-mail: karen_rosana@cantv.net/karenrosana@gmail.com

iv

Romero Harrington, Karen Rosana. “Propane- Propylene splitters revamps of an olefins plant.” 2007. Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Programa de Postgrado en Ingeniería de Gas. Maracaibo, Venezuela. Tutor: Prof. Jorge Sánchez; Cotutor: Dr. Narayanan Sankaran.

Abstract This research was based on establishing improvements in propane-propylene

splitters performance of an Olefins plant. Steady simulations were made through

Aspen Plus® commercial software. Thermodynamic models were validated with

design data obtained from operation manuals of propane-propylene splitters.

Location feed trays were determined in both splitters, the best feed tray location on

the first splitter was on tray 204 and in the second one was on tray 146.

Through revamps made on original design, using second propane-propylene splitter

as a depropanizer and the first one as propane-propylene splitter, propane recovery

was close to 100%, heat requirements of system was lower than design and

propylene recovery in the top product of the propane-propylene splitter was 100%.

On the other hand, flooding or weeping probability on trays was low. Nevertheless,

it is not technically possible to use the first splitter or one of its columns as a

depropanizer, and the second one as propane-propylene splitter, because there are

risks to overload trays and heat requirements and reflux rate are higher compared

to original design.

Associated costs providing low pressure steam in original design would be around

$2.51 million. Using low pressure steam in reboilers could reduce fouling problems

in tubes side of reboilers and propylene losses in the bottom of splitters. These

propylene losses have been closed to 12700 TM/A of propylene equivalent to $8

annual million. Revamps made to the original design considered low and medium

pressure steam. Steam costs are $1.225 million; these costs are similar using

second propane-propylene splitter or some of their columns operating as a

depropanizer.

Keywords: depropanizer, propylene-propane splitters, propylene losses Author’s email: karen_rosana@cantv.net/ karenrosana@gmail.com

v

Dedicatoria

A mi mamá y a mi papá, que siempre los tengo presentes en mis pensamientos/

A mis tías Maria Aguirre y Columba Romero, Q.E.P.D.

vi

Agradecimiento

Le agradezco a Dios por darme salud y vida para finalizar esta investigación.

A mis padres y hermanos por haberme apoyado toda mi vida y siempre

estar en los momentos difíciles.

A todos los profesores que conformaron parte de esta investigación, mi tutor

académico Prof. Jorge Sánchez y a mi asesor-tutor en la parte de modelamiento de

procesos Profesor Hermes Rangel, me gustaría expresar mi mayor gratitud, por sus

tutorías, discusiones estimulantes y enorme motivación durante el curso de esta

investigación.

A la Red de Macrouniversidades de Latinoamérica y del Caribe, por

brindarme la gran oportunidad de finalizar parte de mis objetivos de este proyecto

en la Universidad Nacional de Colombia.

A la ORI de la Universidad Nacional de Colombia y al Departamento de

Relaciones Interinstitucionales de la Universidad del Zulia, especialmente a la Sras.

Maria Victoria Zuluaga y Gabriela Navarro.

A mis tutores industriales y guías en la Industria Petroquímica: Dr.

Narayanan Sankaran, Sr. Adaulfo Quintero y la Msc. María Rodríguez.

Al Ing. Carlos Manjarrés, asesor en el software de simulación Aspen Plus® y

Hysys® en la Universidad Nacional de Colombia, gracias por brindarme todo el

soporte necesario.

A la Flia. Gutiérrez-Gómez; por brindarme apoyo, hospitalidad, y amabilidad

durante mi estancia en Bogotá-Colombia, muchas gracias Carlos por tu gran

soporte para poder concluir esta investigación.

A todos mis compañeros en la Industria Petroquímica, Panelistas,

Ingenieros y Operadores de la Planta Olefinas I del Complejo Petroquímico El

Tablazo (Pequiven), en especial al Sr. Hiram Pacheco, Maite Sádaba, Tomás Magri,

Alexis Fernández y Américo Pérez; muchas gracias muchachos.

vii

Índice General

CAPITULO I .................................................................................................2

Introducción ................................................................................................2

CAPITULO II ................................................................................................4

Revisión Bibliografica ....................................................................................4

2.1. Descripción del Proceso.......................................................................4

2.2. Datos de la columna de destilación. ......................................................6

2.3. Conceptos generales...........................................................................9

2.3.1. Procedimiento general ...............................................................9

2.3.2. Métodos termodinámicos ...........................................................9

2.3.3. Caracterización de corrientes .................................................... 10

2.3.4. Definición de componentes claves ............................................. 10

2.3.5. Establecimiento del balance de masa aproximado........................ 10

2.4. Establecimiento de condiciones de operación ........................................ 11

2.5. Determinación de parámetros operacionales......................................... 12

2.6. Simulación de columnas de destilación ................................................ 12

2.6.1. Generación de los balances detallados de masa y energía ............. 13

2.6.2. Selección del tipo de plato........................................................ 13

2.6.3. Métodos de propiedades .......................................................... 17

2.7. Balances de materia y energía........................................................... 19

2.8. Unidades del diagrama de flujo del proceso en Aspen Plus® ................... 19

CAPITULO III ............................................................................................. 25

Metodología .............................................................................................. .25

3.1. Datos de diseño ............................................................................... 25

3.2. Simulación estacionaria del proceso .................................................... 25

3.3. Validación de la simulación en estado estacionario del proceso................ 26

3.3.1. Evaluación hidráulica de los platos Multibajantes del tren fraccionador

primario (106-E/109-E) .......................................................................... 26

viii

3.4. Propuestas de posibles arreglos en el diseño original ............................. 27

3.5. Uso de vapor de baja presión en los rehervidores del sistema de

fraccionamiento propano-propileno........................................................... 27

CAPITULO IV.............................................................................................. 30

Presentación y Análisis de resultados............................................................. 30

4.1. Simulación en estado estacionario del proceso..................................... 30

4.2. Perfiles de las composiciones de propano y propileno al variar el plato de

alimentación ......................................................................................... 34

4.3. Eficiencia y evaluación hidráulica del tren de fraccionamiento

primario (106-E/109-E) ........................................................................ 48

4.4. Simulación en estado estacionario de la unidad de separación propano-

propileno con las modificaciones propuestas al arreglo original ..................... 52

4.4.1. Simulación de los fraccionadores propano-propileno según diseño por

métodos cortos: .................................................................................... 52

4.4.2. Despropanizadora (Columna 111-E)/ Fraccionador Propano-propileno

(Tren primario) ..................................................................................... 58

4.4.3. Despropanizadora (Columna 112-E)/ Fraccionador Propano-propileno

(Tren primario) ..................................................................................... 60

4.4.4. Despropanizadora (Tren primario)/ Fraccionador Propano-propileno

(Tren secundario) .................................................................................. 62

4.5. Uso de vapor de baja presión en los rehervidores del sistema de

fraccionamiento propano-propileno........................................................... 65

4.5.1. Diseño original de los trenes de fraccionamiento propano-propileno66

4.5.2. Modificaciones efectuadas al diseño original a los trenes de

fraccionamiento propano-propileno........................................................... 67

CAPITULO V............................................................................................... 73

Conclusiones.............................................................................................. 73

CAPITULO VI.............................................................................................. 76

Recomendaciones ....................................................................................... 76

CAPITULO VII ............................................................................................ 78

Bibliografía ................................................................................................ 78

ix

Capitulo VIII .............................................................................................. 81

Apéndice ................................................................................................... 81

8.1. Elaboración de la Interfaz en Excel® para la evaluación de los platos

multibajantes (MD) del primer tren de fraccionamiento (106-E/109-E). ......... 81

x

Lista de Tablas

CAPITULO II

Tabla 2.1. Especificaciones de los trenes de destilación propano-propileno.........6 

CAPITULO IV

Tabla 4.1. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento primario (Caso 100% propano).

............................................................................................................ 31 

Tabla 4.2. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento secundario (Caso 100%

propano)................................................................................................ 31 

Tabla 4.3. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento primario (Caso Mezcla)......... 32 

Tabla 4.4. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento secundario (Caso mezcla)...... 32 

Tabla 4.5. Resultados de las simulaciones del tren primario operando al 74% de

la carga a la planta (Caso 100% Propano)................................................... 33 

Tabla 4.6. Resultados de las simulaciones del tren secundario operando al 74%

de la carga a la planta (Caso 100% Propano). ............................................. 33 

Tabla 4.7. Resultados de las simulaciones con los datos de diseño del primer

tren de fraccionamiento (106-E/109-E). ..................................................... 39 

Tabla 4.8. Resultados de las simulaciones con los datos de diseño del segundo

tren de fraccionamiento (111-E/112-E). ..................................................... 39 

Tabla 4.9. Resultados de la evaluación hidráulica de los platos con 5 bajantes.. 51 

Tabla 4.10. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DSTWU)

del primer tren de fraccionamiento (106-E/109-E). ...................................... 53 

Tabla 4.11. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DISTL)

del primer tren de fraccionamiento (106-E/109-E). ...................................... 54 

Tabla 4.12. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DSTWU)

del tren secundario (111-E/112-E)............................................................ 54 

Tabla 4.13. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DISTL)

del tren secundario (111-E/112-E)........................................................... 54 

Tabla 4.14. Resultados obtenidos de la evaluación a partir del método DSTWU

para el tren secundario (despropanizadora)................................................. 55 

Tabla 4.15. Resultados obtenidos a partir del método DSTWU para el primer tren

(fraccionador propano-propileno)............................................................... 56 

xi

Tabla 4.16. Resultados obtenidos de la simulación del tren secundario

(111-E/112-E) como despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como

fraccionador propano-propileno. ................................................................ 57 

Tabla 4.17. Resultados obtenidos de la simulación de la columna 111-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno................................................................................................ 59 

Tabla 4.18. Resultados obtenidos de la simulación del la columna 112-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno................................................................................................ 61 

Tabla 4.19. Resultados obtenidos de la simulación del tren primario (106-E/109-

E) como despropanizadora y el tren secundario (111-E/112-E) como fraccionador

propano-propileno. .................................................................................. 62 

Tabla 4.20. Resultados obtenidos de la simulación de la columna (106-E) como

despropanizadora y el tren secundario (111-E/112-E) como fraccionador

propano-propileno. .................................................................................. 64 

Tabla 4.21. Resultados obtenidos de la simulación de la columna (109-E) como

despropanizadora y el tren secundario (111-E/112-E) como fraccionador

propano-propileno. .................................................................................. 65 

Tabla 4.22. Resultados obtenidos de la simulación del tren primario y del tren

secundario utilizando vapor de baja presión como medio de calentamiento en los

rehervidores. .......................................................................................... 66 

Tabla 4.23. Resultados obtenidos de la simulación del tren secundario

(111-E/112-E) como despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como

fraccionador propano-propileno utilizando vapor de media y baja presión como

medio de calentamiento en los rehervidores. ............................................... 68 

Tabla 4.24. Resultados obtenidos de la simulación de la columna 111-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno, utilizando vapor de media y baja presión como medio de

calentamiento; respectivamente, en los rehervidores.................................... 69 

Tabla 4.25. Resultados obtenidos de la simulación de la columna 112-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno, utilizando vapor de media (MP) y baja presión(LP) como medio de

calentamiento en los rehervidores.............................................................. 70 

xii

Lista de Figuras

CAPITULO II

Figura 2.1. Diagrama de flujo del proceso de la unidad de separación propano-

propileno. .............................................................................................4 Figura 2.2. Termosifón Horizontal. Circulación directa................................ 12 Figura 2.3. Termosifón Horizontal. Circulación Natural. .............................. 12 Figura 2.4. Flujo de Vapor a través de los Platos, (a) Tipo Casquete de

Burbujeo, (b) Plato Perforado, (c) Tipo Válvula ......................................... 15 Figura 2.5. Plato Perforado. ................................................................... 15 Figura 2.6. Tipo Plato multibajante. ........................................................ 16 Figura 2.7. Esquema del Plato multibajante. ............................................ 16 Figura 2.8. Plato con un paso................................................................ 23 Figura 2.9. Plato con cuatro pasos. ........................................................ 23 Figura 2.10. Distribución del flujo en plato con cuatro pasos....................... 23

CAPITULO IV

Figura 4.2. Relación de composición del líquido propileno/propano. Plato

óptimo de alimentación. Tren primario (106-E/109-E.) Caso Mezcla. ........... 36 Figura 4.3. Relación de composición del líquido propileno/propano. Plato

óptimo de alimentación. Tren primario (106-E/109-E.) Caso Típico.............. 37 Figura 4.4. Relación de composición de líquido propileno/propano. Plato óptimo

de alimentación. Tren secundario (111-E/112-E). Caso 100% Propano. ....... 37 Figura 4.5. Relación de composición de líquido propileno/propano. Plato óptimo

de alimentación. Tren secundario (111-E/112-E). Caso Mezcla.................... 38 Figura 4.6. Relación de composición de líquido propileno/propano. Plato óptimo

de alimentación. Tren secundario (111-E/112-E). Caso Típico..................... 38 Figura 4.7. Perfiles de temperatura y composiciones para el primer tren de

fraccionamiento (106-E/109-E). Caso 100% Propano. ............................... 40 Figura 4.8. Perfiles de composición de líquido para el tren primario (106-

E/109-E). Caso 100% Propano............................................................... 41 Figura 4.9. Variación de flujo de tope y fondo vs. Flujo de alimentación del tren

primario (106-E/109-E). Caso 100% Propano........................................... 42 Figura 4.10. Calor requerido en los rehervidores pertenecientes al tren

primario (106-E/109-E). Caso 100% Propano.......................................... 43 Figura 4.11. Reflujo para diferentes pérdidas de propileno en el fondo.

Tren primario (106-E/109-E). Caso 100% Propano. .................................. 44

xiii

Figura 4.12. Perfiles de temperatura y composiciones para el segundo tren de

fraccionamiento (111-E/112-E). Caso 100% Propano. ............................... 45 Figura 4.13. Perfiles de composición de líquido para el tren secundario

(111-E/112-E). Caso 100% Propano. ...................................................... 45 Figura 4.14. Variación de flujo de tope y fondo vs. flujo de alimentación del

Tren secundario (111-E/112-E). Caso 100% Propano. ............................... 46 Figura 4.15. Calor requerido en los rehervidores pertenecientes al Tren

secundario (111-E/112-E). Caso 100% Propano. ...................................... 47 Figura 4.16. Reflujo para diferentes pérdidas de Propileno en el fondo. Tren

primario 106E-109-E. Caso 100% Propano. ............................................. 48 Figura 4.17. Eficiencia de platos multibajantes (4 bajantes) del tren de

fraccionamiento primario (106-E/109-E).................................................. 49 Figura 4.18. Eficiencia de Murphree de los componentes propano-propileno

en platos multibajantes (4 bajantes) del tren de fraccionamiento primario.

......................................................................................................... 49 Figura 4.19. Análisis hidráulico del tren de fraccionamiento primario

considerando 4 bajantes. ...................................................................... 50 Figura 4.21. Flujo de vapor permisible vs. Flujo de vapor de diseño del tren de

fraccionamiento primario (106-E/109-E).................................................. 52 Figura 4.22. Perfil Hidráulico del separador propano-propileno. Tren

primario (106-E/109-E), utilizando el tren secundario como despropanizadora.

Caso 100% Propano. ............................................................................ 58 Figura 4.23. Perfil Hidráulico del separador propano – propileno, utilizando

la columna 111-E como despropanizadora. Tren primario. Caso 100% Propano.

......................................................................................................... 60 Figura 4.24. Perfil Hidráulico de la despropanizadora. Tren primario (106-

E/109-E). Caso 100% Propano............................................................... 63

CAPITULO VIII

Figura 8.1. A. Vapor reducido vs. Carga de líquido a n bajantes/ B. Vapor

reducido vs. Carga de líquido a diferentes espaciamientos de platos. ........... 82 Figura 8.2. Factor de espaciamiento del plato........................................... 83 Figura 8.3. Pantallazo de la interfaz realizada en Excel para determinar el perfil

hidráulico del tren de fraccionamiento primario. ....................................... 84

xiv

Lista de Anexos

Anexo 1. Condiciones por diseño de las columnas 106-E/109-E. .............. 86

Anexo 2. Condiciones por diseño de las columnas 111-E/112-E. .............. 87

Anexo 3. Condiciones por diseño de la corriente de alimentación. ............ 88

Anexo 4. Caso 100% Propano. Composiciones molares y másicas de la

corriente de alimentación................................................................... 88

Anexo 5. Caso Mezcla. Composiciones molares y másicas de la corriente de

alimentación. ................................................................................... 89

Anexo 6. Condiciones de diseño de la corriente de fondo del primer tren de

fraccionamiento................................................................................ 90

Anexo 7. Condiciones de diseño de la corriente de fondo del segundo tren de

fraccionamiento................................................................................ 90

Anexo 8. Composiciones molares y másicas de la corriente de fondo del

primer tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano. ............................ 90

Anexo 9. Composiciones molares y másicas de la corriente de fondo del

primer tren de fraccionamiento. Caso Mezcla. ....................................... 90

Anexo 10. Composiciones molares y másicas de la corriente de fondo del

segundo tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano........................... 91

Anexo 11. Condiciones de diseño de la corriente de destilado del primer tren

de fraccionamiento............................................................................ 91

Anexo 12. Condiciones de diseño de la corriente de destilado del segundo

tren de fraccionamiento. .................................................................... 92

Anexo 13. Composiciones molares y másicas de la corriente de destilado del

primer tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano. ............................ 92

Anexo 15. Composiciones molares y másicas de la corriente de destilado del

segundo tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano........................... 92

Anexo 16. Condiciones de operación y características de diseño de las

columnas propano-propileno. ............................................................. 93

Anexo 17. Especificaciones mecánicas del primer tren de

fraccionamiento (106-E/109-E)........................................................... 93

Anexo 18. Características de diseño de los condensadores 143-

C1A/2A/1B/2B (Primer tren de fraccionamiento): .................................. 93

Anexo 19. Características de diseño de los condensadores 186-

C1A/2A/1B/2B (Segundo tren de fraccionamiento): ............................... 94

Anexo 20. Características de diseño del tambor de reflujo 135-F (Primer tren

de fraccionamiento). ......................................................................... 94

xv

Anexo 21. Características de diseño del tambor de reflujo 181-F (Segundo

tren de fraccionamiento).................................................................... 94

Anexo 22. Características de diseño de los rehervidores 129-CA/B/C. (Primer

tren de fraccionamiento).................................................................... 95

Anexo 23. Características de diseño de los rehervidores 183-C A/B/C....... 95

Anexo 24. Características mecánicas de las columnas propano-propileno del

segundo tren de fraccionamiento. ....................................................... 95

Anexo 25. Características del caso de alimentación Mezcla (30% Propano y

70% Etano). .................................................................................... 96

Anexo 26. Características del caso de alimentación 100% Propano........... 97

Anexo 27. Balance de componentes (kg/h) para el caso de alimentación

Mezcla............................................................................................. 98

Anexo 28. Balance de componentes (kg/h) para el caso de alimentación

100% Propano. ................................................................................ 99

Anexo 29. Perfil de Temperatura y Presión considerando el segundo tren de

fraccionamiento como despropanizadora. ........................................... 101

Anexo 30. Pérdidas de Propileno y Propano en el fondo considerando el

segundo tren de fraccionamiento como despropanizadora vs. Calor requerido

por el rehervidor............................................................................. 101

Anexo 31. Perfiles de composición de vapor de propano y propileno

considerando el segundo tren de fraccionamiento como despropanizadora

vs. Etapas. .................................................................................... 102

Anexo 32. Pérdidas de propano y propileno en el fondo de la

despropanizadora vs. Calor requerido por el rehervidor. ....................... 102

Anexo 33. Perfil de Temperatura y Presión vs. etapas en la

Despropanizadora. .......................................................................... 103

Anexo 36. Especificaciones del Bajante (106-E) ( Primer tren de

fraccionamiento)............................................................................. 105

Anexo 37. Especificaciones del Bajante (109-E) ( Primer tren de

fraccionamiento)............................................................................. 107

xvi

Lista de símbolos y abreviaturas

Símbolos Latinos

A: área de transferencia de calor (m2)

Cp: Calor específico (J/kg K)

Cp,iig: Capacidad calorífica del gas ideal (Kcal/kg ºC)

De: Diámetro externo (m)

fil: Fugacidad del componente i en la fase líquida (atm)

fiv: Fugacidad del componente i en la fase vapor (atm)

Fb : Factor de corrección de bulto

Fx: Flujo másico de la corriente x (kg/h)

g: Gravedad (m/s2 )

Gm: Energía de Gibbs del sistema (Kcal/kg m)

Gmig: Energía de Gibbs ideal (Kcal/kg m)

h: Coeficiente de transferencia de calor(Wm2/K)

Hm: Entalpía molar del vapor o del líquido (kg/Kmol)

Hmig: Entalpía molar ideal (kg/Kmol)

Hx: Entalpía de la corriente x (Kcal/h)

kl: Conductividad térmica del fluido en la fase líquida (W/mK)

K: Coeficiente de distribución

p: Espaciamiento de los tubos (m)

P: Presión del fluido (psig)

Pc: Presión crítica de fluido (psig)

Po: Presión total (atm)

n: Parámetro experimental (adim.)

N: Número de tubos

Q: Flujo de calor (W)

Qy: Flujo de calor de la corriente y ( Kcal/h)

R: Constante universal de los gases (atm m3/Kmol ºK)

Sm: Entropía (Kcal/kg°C)

Smig: Entropía ideal (Kcal/kg°C)

T: Temperatura (ºC)

Tsat: Temperatura de saturación del fluido (K)

Vig: Volumen ideal (m3)

VT: Volumen total (m3)

X: Fracción molar en el líquido

xvii

yi: Composición molar del componente i (adim.)

Y: Fracción molar en el vapor

wxi: Fracción másica del componente i en la corriente x (kg i/kg totales)

WZ: Flujo de trabajo de la corriente z (Kcal/h)

Zm: Factor de compresión (adim.)

Símbolos Griegos

σ: Tensión superficial del fluido (N/m)

β: ángulo de contacto que se puede aproximar a 45º para agua pura y 35º para las

demás sustancias y mezclas.

∆T: diferencia entre la temperatura superficial de la pared y la temperatura de

saturación del fluido (K).

∆TBR: diferencia entre la temperatura de Burbuja-rocío (K)

ϕiv: coeficiente de fugacidad del vapor (adim.)

λ: Calor latente de vaporización (KJ/kg ρl: densidad del flujo líquido (líquido que

entra al rehervidor) (kg/m3)

ρg: densidad de fase de vapor (kg/m3)

CAPITULO I: INTRODUCCIÓN

2

CAPITULO I

Introducción

La Planta de Olefinas ubicada en el Complejo Petroquímico “El Tablazo” cuenta

con una unidad de separación propano-propileno constituida por dos trenes de

destilación, los cuales operan en paralelo. Esta unidad está diseñada para producir

propileno con una pureza de 99.6% molar, como la corriente de tope, y propano

con una pureza de 99.9% molar, como la corriente de fondo, que es enviada como

reciclo a los hornos de pirolisis. Actualmente se opera bajo ciertas condiciones que

conducen a deficiencias en la producción de propileno, originando bajos

rendimientos y altas pérdidas de propileno en el producto de fondo de las columnas

de destilación.

En este trabajo se estudió el uso de los fraccionadores del tren paralelo que

no se encuentra en operación. La primera columna se utilizó como una

despropanizadora para obtener propano y propileno como producto de tope, y los

butanos, butenos y demás pesados, como producto de fondo. Posteriormente en la

segunda columna, el propileno se separa como producto de tope, y el propano por

el fondo; para luego ser enviado como reciclo a los hornos de craqueo. Se realizó

una evaluación en los rehervidores de ambos trenes de fraccionamiento, los cuales

han venido presentando problemas de ensuciamiento con aceite a causa del agua

de proceso utilizada para transferir calor. El análisis de los trenes de

fraccionamiento se realizó en estado estacionario utilizando el simulador Aspen

Plus®.

Se estudió las condiciones operacionales para mejorar la separación en el

sistema propano-propileno de la Planta Olefinas I, a partir de herramientas de

simulación y modificaciones en planta. Para ello se planteó modelar la separación

del sistema a través del estudio del diseño y su operación, evaluando propuestas de

posibles modificaciones en el diseño original de la unidad de separación propano-

propileno y en el medio de calentamiento de los rehervidores.

Este estudio sirve de apoyo para mejorar el sistema de fraccionamiento

propano-propileno de la Planta Olefinas I, con lo cual se obtendrían los siguientes

beneficios: evitar las pérdidas de propileno por el fondo, mejorar la operación de

los hornos de craqueo, disminuir los costos de operación y las utilidades de vapor y

mantenimiento, maximizar la disponibilidad de propano a los hornos de pirolisis y

optimizar el desempeño de los convertidores de acetileno.

Este trabajo consta de una sección de fundamentos teóricos, seguido de la

descripción del proceso. Posteriormente se presentan (en estado estacionario) las

posibles modificaciones al proceso, los resultados obtenidos y las recomendaciones

derivadas del mismo.

CAPITULO II: REVISIÓN BIBLIOGRÁFICA

4

CAPITULO II

Revisión Bibliográfica

2.1. Descripción del Proceso

El diagrama de flujo de la unidad de separación propano-propileno se

muestra en la figura 2.1.

Figura 2.1. Diagrama de flujo del proceso de la unidad de separación propano-

propileno.

Esta unidad consta de dos trenes de destilación, integrados por una columna de

destilación primaria (106-E /109-E) y otra secundaria (111-E/112-E), que operan

en paralelo. La corriente de fondo proveniente de la desetanizadora de la Planta de

Olefinas I, a 20.9 bar y 62.2° C, se envía por medio de una válvula de control de

nivel a estas columnas. Los trenes de fraccionamiento están diseñados para

producir propileno con una pureza de 99.6 % molar en el tope. El producto de

fondo de la columna se envía a los hornos de pirolisis. Los componentes más

pesados se recuperan como gasolina en un tambor.

Las columnas de destilación del primer tren de fraccionamiento tienen 124 y

153 platos de bajantes múltiples, y las columnas del segundo tren tienen 88 y 110

platos perforados; respectivamente. La alimentación proveniente del fondo de la

desetanizadora puede entrar al primer tren por los platos 171, 188 ó 204 y al tren

5

secundario por los platos 136 o 146.

Ambos trenes de fraccionamiento trabajan a una presión de 19 barg

(manométrica), y temperaturas de fondo de 67º C y de 84° C, para alimentaciones

en los hornos de propano y etano-propano (mixta); respectivamente. Cuando la

alimentación a los hornos es básicamente propano, la proporción de flujo de

alimentación es de 60% para el primer tren de fraccionamiento y de 40% para el

segundo tren; para el caso de alimentación mixta, donde hay menos componentes

pesados, no se requiere alimentar el primer tren. Los gases de tope de las

columnas secundarias se envían a unos condensadores totales, los cuales utilizan

agua de enfriamiento, antes de que entren a acumuladores de reflujo, para

establecer los reflujos en los fraccionadores. El propileno líquido se envía a un

tambor de reflujo. Una parte del propileno líquido se envía como reflujo a la

columna. El líquido de fondo de las columnas secundarias es enviado al plato de

tope de cada columna primaria. El propileno producto de tope se condensa

totalmente por medio del propano producto del fondo, que se evaporiza.

Posteriormente, el propileno es enviado a almacenamiento previo enfriamiento con

propileno (-37° C).

Los rehervidores de ambos trenes de fraccionamiento son del tipo termosifón

horizontal constituidos por tres intercambiadores de calor de tubo y carcaza, los

cuales utilizan agua de proceso como medio de calentamiento. El flujo de agua se

ajusta dependiendo de los requerimientos de calor de los trenes de fraccionamiento

y de las condiciones de la columna depuradora de gas de pirolisis. Las dos

corrientes provenientes de los fondos de las columnas primarias de cada tren se

unen antes de entrar a la desbutanizadora de la Planta Olefinas I. El producto de

fondo es separado y reciclado a los hornos de pirolisis. Los componentes más

pesados son recuperados en la columna de dripoleno para luego ser almacenados [15].

6

2.2. Datos de la columna de destilación. En la tabla 2.1 se presentan los detalles generales de la unidad de separación

propano-propileno [15].

Tabla 2.1. Especificaciones de los trenes de destilación propano-propileno.

Variables TORRE

106-E

TORRE

109-E

TORRE

111-E

TORRE

112-E

Presión de operación 20.1 bar 19.4 bar 19.7 bar 19.7 bar

Presión de diseño 23 bar 23 bar 23 bar 23 bar

Temperatura de

operación 71 ° C 60° C 68° C 51° C

Número de platos 124 153 88 110

Altura 62.55 m 70.64 m - -

Tipo de platos Multibajante

(5 bajantes)

Multibajante

(5 bajantes)

Perforados Perforados

Diámetro interno 3.724 m 3.724 m 3.505 m 3.505 m

Espaciamiento entre

platos

1 al 34:0.343 m

35 al 124:

0.407 m

0.343 m - -

En los últimos años, esta unidad ha venido presentando significativas pérdidas

en la producción de propileno; la composición molar de propileno en el producto de

fondo ha alcanzado valores de hasta 25% molar, el máximo esperado por diseño es

del 1% molar [27].

Debido a la gran competencia existente en la producción de olefinas, en muchas

petroquímicas se ha buscado mejorar la eficiencia en sus separadores. La empresa

Koch-Glitsch evaluó la capacidad de producción de una planta de Olefinas similar a

la Planta Olefinas I, encontrando algunas limitaciones externas para la obtención

de propileno grado polímero, entre ellas: limitaciones en los controladores de flujo

(que conducen a variaciones al operar en automático, llevando a las columnas a

una condición de inestabilidad que apuntan a su inundación), excesiva velocidad en

el cabezal de salida en el lado de los tubos de los rehervidores y limitaciones en la

unidad, ocasionadas al operar las columnas a un 10% por encima de sus límites

reales, para lo cual es imperativo tener buenos controles en la fuente de calor

aplicada a los rehervidores para el control de la velocidad de vapor en las

columnas.

7

Algunas de estas limitaciones externas y cuellos de botellas observados en los

trenes de fraccionamiento propano-propileno fueron solventados suministrando una

estabilidad adicional en el calor de los rehervidores, con un incremento en la

temperatura del medio de calentamiento. Los trenes de fraccionamiento propano-

propileno son muy sensibles a las caídas de presión, capacidad y eficiencia interna

de destilación y a la presión de tope de las columnas; un pobre entendimiento de

esta relación puede ser una causa de fallas en las mismas. Por tal razón, una de las

variables que juega un rol importante en esto es la presión de tope [11].

La optimización de la destilación para maximizar la eficiencia de las columnas

es determinante para mejorar la capacidad de las plantas, sin aumentar las fuentes

de calor y sumideros. Al mismo tiempo el uso adecuado de las cargas de calor en

los condensadores y/o rehervidores podrían ahorrar capital y costos operacionales,

resultando en un incremento de la capacidad por encima del 25% [13].

En los trenes de fraccionamiento propano-propileno es fundamental lograr una

separación óptima, es por ello que la simulación es una herramienta idónea para

construir modelos y reproducir el comportamiento de sistemas tan complejos.

Los modelos matemáticos y los métodos termodinámicos de estos trenes de

fraccionamiento se desarrollan a partir de los balances de materia y energía, y de

las relaciones de equilibrio, pudiéndose complicar tanto como se desee, incluyendo

términos como eficiencia de etapa, caídas de presión, reacciones químicas,

mezclado en los platos, etc. La simulación estacionaria es una tecnología bastante

desarrollada, usualmente es utilizada en el diseño de procesos de unidades de

separación [2,6].

Arrieta [2] y Davalillo [6] estudiaron a través de simulaciones en estado

estacionario las columnas de la unidad de separación propano-propileno en las

Plantas Olefinas I y II con los datos de diseño, utilizando la información reportada

en los balances de masas y de energía. Ellos determinaron las variables más

importantes del proceso y las composiciones molares de las corrientes de tope y

fondo y obtuvieron resultados muy satisfactorios en la modelación de las columnas

de destilación.

Los diseños de las plantas cada vez son más complejos, integrados e

interactivos. La adición de calor, los reciclos de procesos y las retenciones mínimas

son características típicas de estos diseños. Para que estos diseños optimicen la

operación en estado estacionario, siempre se presentarán desafíos en el control y la

operación de las plantas [1].

En la revisión del diseño de un tren de fraccionamiento propano-propileno,

Migliore [24] determinó que la relación de reflujo es realmente una variable de

8

operación sensible y afecta los beneficios económicos diarios. Su optimización está

relacionada a la composición molar, calidad de la alimentación, volatilidad relativa y

a un factor de separación que es una función del reflujo en la columna y de la

composición del producto de fondo.

A partir de la optimización económica de la operación de un tren de

fraccionamiento propano-propileno por diferentes métodos de cálculo [10], tales

como los métodos simplificados de Fenske- Underwood-Gilliland y riguroso de

Sorel, considerando como variables la tasa de reflujo externo, la presión de

operación de la columna y el estado entálpico de alimentación, previo al

calentamiento. Se encontró que a mayores presiones en el tope de las columnas,

los costos operacionales son menores, por otro lado que la volatilidad relativa

disminuye con el incremento de presión y de la tasa de reflujo, garantizando el

fraccionamiento especificado, lo cual influye en los costos de enfriamiento y de

calor. Por otra parte, los calores latentes de condensación y vaporización de la

mezcla disminuyen con el incremento de la presión, reduciendo la carga térmica

utilizada.

Uno de los problemas principales de la Planta de Olefinas I desde sus inicios

en operación ha sido la separación ineficiente del aceite en el agua de proceso, que

impacta directamente en el sistema de agua de proceso, ya que presenta un

contenido significativo de aceite en forma de emulsión que se deposita en los

rehervidores de los trenes de fraccionamiento propano-propileno. Este problema

genera una alta tendencia de ensuciamiento y el uso de vapor sobrecalentado en

lugar de vapor saturado como medio de calentamiento ocasiona pérdidas del 50%

de la capacidad de transferencia de calor [7].

En la evaluación del diseño de un fraccionador propano-propileno, se

encontró que la utilización de un intercambiador de calor de alta tecnología tipo

“High Flux Tubing” de la UOP en el rehervidor/condensador de la columna reduce el

requerimiento de potencia del compresor [24]. También se detectó que una cantidad

importante de propileno, equivalente al 2.30% molar sale con el propano por el

fondo de la columna. El contenido de propano debe de estar por debajo del 0.50%

molar, para incrementar la cantidad de propileno producido y mejorar la calidad del

propano producto.

La selección final de los tipos rehervidores en un tren de fraccionamiento se

debe de basar en la caída de presión, costo, esbeltez, mantenimiento de superficie,

etc., a través de la evaluación de los coeficientes de transferencia de calor [4].

9

2.3. Conceptos generales

2.3.1. Procedimiento general La simulación rigurosa de columnas de destilación se puede realizar usando

cualquiera de los paquetes comerciales tales como PRO II, HYSYS y ASPEN PLUS,

previo a establecer el método termodinámico, la caracterización de la alimentación,

la selección de componentes claves y las condiciones adecuadas de operación de la

columna [17]. El cálculo riguroso de las columnas de destilación involucra accesorios

internos y los dispositivos tales como platos, deflectores, campanas o rellenos, las

eficiencias de los platos y el dimensionamiento de la columna, incluyendo el balance

de masa y energía y su dimensionamiento [3, 17, 22].

En el de diseño de una columna de destilación se debe especificar el grado de

separación de los componentes claves que se desea obtener. Como resultado se

obtiene su dimensionamiento, los internos y los equipos asociados (condensador,

rehervidor, bombas, etc.). La definición clara del requerimiento de diseño es de

vital importancia [3,18].

2.3.2. Métodos termodinámicos

La resolución de cualquier problema de destilación involucra el cálculo de las

propiedades termodinámicas de las corrientes de proceso. En la mayoría de las

aplicaciones petroquímicas, la composición de las corrientes está definida y sus

propiedades pueden ser estimadas, aplicando el método termodinámico más

adecuado, que depende de la naturaleza de las especies químicas involucradas y de

las condiciones de operación del proceso, también se pueden predecir las

propiedades de transporte necesarias para modelar los fluidos o corrientes de

proceso [3,18].

Los métodos termodinámicos de mayor aplicación para sistemas de

hidrocarburos livianos son los de Soave–Redlich–Kwong (SRK) y Peng–

Robinson (PR).

Estos métodos termodinámicos dan excelentes resultados a presiones de 0 a 345

bares y en un extenso rango de temperatura, desde –273 ° C hasta 650° C. Sin

embargo, en la región crítica, el método SRK predice con poca aproximación el

equilibrio líquido–vapor mientras que el método PR da mejores resultados. Las

densidades estimadas pueden alcanzar desviaciones del 10 al 20 % y no se

recomiendan para sistemas muy alejados de la idealidad. Las aplicaciones típicas en

las cuales estos métodos dan mejores resultados son desmetanizadores,

desbutanizadores, separadores etano–etileno y propano–propileno, y absorbedores [18].

10

Métodos basados en coeficientes de actividad de líquidos

Los métodos de estimación de las propiedades termodinámicas basados en los

coeficientes de actividad se utilizan para predecir el equilibrio líquido vapor de

mezclas no–ideales. Los de más amplio uso son los métodos NRTL, Uniquac, Van

Laar, Wilson Y Scatchard–Hildebrand. Todos estos modelos requieren los

parámetros de interacción para cada par de componentes.

Métodos simplificados

En el diseño riguroso de una unidad de separación se requieren de estimados

iniciales de algunas de las variables de proceso. Estos pueden establecerse en base

a la experiencia y/o utilizando una metodología simplificada de cálculo (“Shortcut

methods”). El procedimiento de cálculo simplificado generalmente utiliza la

ecuación de Fenske para determinar el número mínimo de platos requerido para la

separación; la ecuación de Underwood para el reflujo mínimo y la ecuación de

Gilliland para relacionar el número de etapas teóricas y el reflujo [18].

Los pasos requeridos para la generación de un estimado inicial son los siguientes:

2.3.3. Caracterización de corrientes

Es necesario establecer la composición de las corrientes de proceso, bien sea a

partir de un análisis cromatográfico o de datos teóricos establecidos por diseño.

Hay que seleccionar los métodos más apropiados, de acuerdo a la naturaleza de las

corrientes de proceso y condiciones de operación de la columna, para predecir las

propiedades termodinámicas y de transporte de las corrientes lo más exacto posible [18].

2.3.4. Definición de componentes claves

Cuando se requiere obtener un producto de alta pureza, se seleccionan dos

componentes cercanos en términos de volatilidad como componentes claves: el

componente clave liviano, que es el componente más pesado presente en el

destilado y presenta un porcentaje de recuperación mayor en el destilado que en el

producto de fondo, y el componente clave pesado, que es el más liviano en el fondo

y cuyo porcentaje de recuperación es mayor en el fondo que en el destilado [18].

2.3.5. Establecimiento del balance de masa aproximado A partir del flujo y la composición de la alimentación se estima una distribución

de componentes en el destilado y en el producto de fondo, basado en el grado de

11

separación o calidad requerida. Para este fin, normalmente se asume que los

componentes de volatilidad superior al componente clave liviano están presente

solamente en el destilado, mientras que los más pesados estarán en el producto de

fondo [18].

2.4. Establecimiento de condiciones de operación La presión en el tambor de reflujo se establece en función de la temperatura del

medio de enfriamiento disponible. En el caso de productos gaseosos, la presión en

esta zona corresponde a la presión de rocío, mientras que para productos líquidos

corresponde a la presión de punto de burbuja. La presión en el tope es la sumatoria

de la presión en el tambor de reflujo, las pérdidas en la línea y en el condensador [18].

Normalmente se permite una caída de presión de 0.3 a 0.7 bar a través de la

columna, basado en 7mbar de caída de presión por plato. La presión de fondo es la

presión de tope más la caída de presión a través de la columna.

La temperatura de fondo puede estimarse calculando el punto de burbuja del

producto de fondo a la presión de fondo estimada. La temperatura de alimentación

se determina basada en el grado de vaporización requerida a una presión

intermedia entre las condiciones de tope y fondo de la columna. La carga calórica

del condensador y del rehervidor se estima en función de la composición de los

productos de tope y fondo, y del calor latente de vaporización de estas corrientes.

Los rehervidores proporcionan el calor necesario para retornar el vapor al fondo

de la columna y permitir así que se lleve a cabo la destilación. Entre los

rehervidores de uso más común se encuentran los de tipo termosifón horizontal

(Figura 2.2), en donde el fluido de calentamiento circula por el interior de los tubos,

mientras que la ebullición ocurre por la carcaza al igual que en el rehervidor tipo

kettle, sin embargo, no tiene espacio extra para la separación y se retorna a la

columna una mezcla de líquido-vapor, y es en el espacio en el fondo de la columna,

por debajo del último plato, donde se produce la separación (Figura 2.3).

Generalmente son intercambiadores 1-2 de flujo dividido.

12

Figura 2.2. Termosifón Horizontal. Circulación directa.

Figura 2.3. Termosifón Horizontal. Circulación Natural.

2.5. Determinación de parámetros operacionales El número de etapas teóricas y la relación de reflujo requerida para la separación

se especifican, bien sea por experiencia previa o ejecutando un cálculo aproximado

(“Shorcut”) en un paquete de simulación de procesos. Este determinará el número

mínimo de platos teóricos, reflujo mínimo y un análisis del diseño en función del

número de platos, definiendo el plato de alimentación [18].

2.6. Simulación de columnas de destilación El diseño, evaluación y optimización de columnas de destilación en estado

estacionario requiere resolver el sistema ecuaciones de los balances de masa y

energía y las relaciones de equilibrio, correspondientes a cada una de las etapas de

teóricas de la columna. En general, se necesitan estimados iniciales para

determinar las condiciones de operación y la configuración de la columna.

Esta información sirve de punto de partida para realizar el cálculo riguroso plato

a plato y establecer el diseño definitivo. En la actualidad se utilizan modernas

técnicas computacionales para la resolución de los sistemas de ecuaciones que

modelan el comportamiento de una columna de destilación, las cuales se

encuentran disponibles en diversos paquetes comerciales de simulación de

procesos. Estos permiten lograr una alta precisión en el diseño, la cual está limitada

por la exactitud en el modelaje del comportamiento termodinámico del sistema.

En la industria nacional tienen amplia aplicación el paquete de simulación PRO II

(SIMCI) para la industria de refinación, y paquetes como HYSIS y ASPEN para la

13

industria petroquímica, ya que modelan el comportamiento de la mayoría de los

procesos de separación existentes en estas industrias.

En general pueden simularse columnas con múltiples alimentaciones, múltiples

etapas de enfriamiento, múltiples retiros laterales (liquido o vapor), condensadores

parciales o totales, etc. La información suministrada al simulador debe permitir

alcanzar una solución única, tomando en cuenta que se dispone de un total de (N –

1)*2 grados de libertad para definir la operación de la columna. Donde N es el

número de productos de la columna [3, 21].

2.6.1. Generación de los balances detallados de masa y energía La información requerida por la mayoría de los paquetes comerciales, para la

simulación de una columna de destilación y generar los balances de masa y energía

se resume a continuación:

− Estimado del número de etapas teóricas requeridas para la separación.

− Condición de fase, flujo y composición de la corriente de alimentación a la

columna.

− Estimado de la localización del plato de alimentación.

− Características de los productos y plato de retiro.

− Tipo de condensador y condiciones de operación.

− Estimados de las cargas calóricas del condensador, rehervidor o de las

etapas de enfriamiento intermedias.

− Caída de presión en la columna.

ÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁÁ

En el dimensionamiento de columnas de destilación nuevas, se puede

determinar su diámetro, la presión óptima de operación, la localización más

conveniente del plato de alimentación, analizar el efecto del porcentaje de

vaporización en el rehervidor sobre el diseño propuesto, determina el plato de

control de temperatura, etc. En estos casos, es necesario suministrar

adicionalmente el tipo de plato, espaciamiento entre platos, el número de pasos, el

porcentaje de inundación recomendado para el servicio, entre otros. Cuando se

evalúan columnas existentes, en el paquete de simulación también se puede

determinar el porcentaje de inundación plato a plato, la eficiencia de la columna y

otros parámetros adicionales que dependerán del objetivo de la evaluación [21].

2.6.2. Selección del tipo de plato Generalmente, los platos perforados son considerados como la primera opción

en la mayoría de las operaciones. Estos platos presentan una serie de ventajas en

cuanto a:

14

– Bajo costo

– Buena capacidad

– Buena eficiencia

– Flexibilidad aceptable (turndown)

Este tipo de plato es plano y perforado (Ver Figura 2.5). El vapor asciende por

los orificios ocasionando un efecto equivalente a un sistema de multiorificios (Ver

Figura 2.4 b). La velocidad del vapor evita que el líquido por goteo fluya a través de

los orificios. A velocidades bajas el líquido gotea, no hace contacto con todos los

orificios del plato y por lo tanto se reduce considerablemente la eficiencia. Esto le

da a estos platos una flexibilidad operacional ”turndown” relativamente pobre.

Estos platos son fáciles de fabricar y por lo tanto son bastante económicos y

pueden usarse en servicios sucios, siempre que los platos sean diseñados con

diámetros de orificios grandes (19 a 25 mm).

15

Figura 2.4. Flujo de Vapor a través de los Platos, (a) Tipo Casquete de Burbujeo,

(b) Plato Perforado, (c) Tipo Válvula

Figura 2.5. Plato Perforado.

Los platos perforados requieren menor mantenimiento, la tendencia al

ensuciamiento es la más baja, y también el efecto de la corrosión, tienen ventajas

cuando el servicio es corrosivo, con tendencia al ensuciamiento o la flexibilidad

”turndown” no es importante; considerando el alto costo de la energía y los ahorros

que se tienen en períodos cortos de disminución de la capacidad de procesamiento

”short turndown”.

Platos con bajante múltiple (Multibajante MD)

Estos dispositivos son particularmente útiles en servicios en los cuales la carga

de líquido es alta. Aunque manejan una capacidad alta, la baja eficiencia y el alto

costo los hace poco económicos para diseños nuevos. Sin embargo, en situaciones

de remodelación (“revamp”), estos platos pueden ser instalados a espaciados muy

pequeños entre platos, y por lo tanto pueden proveer más etapas teóricas por

metro de altura de la columna.

El comportamiento clave del plato MD es la ausencia de borboteaderos. El área

que debería ser dedicada convencionalmente a éstos en platos de un solo paso o

con flujo múltiples cruzados, es empleada en su lugar como área activa o área del

bajante. Los bajantes se pueden rotar 90° (o 180°) en los platos sucesivos (Ver

Figura 2.6) [19].

16

Figura 2.6. Tipo plato multibajante.

Esta tecnología fue desarrollada inicialmente por la División Linde de la Union

Carbide Co., hoy en día es licenciada por la empresa UOP, que ha desarrollado

modelos de capacidad y eficiencia mejoradas sobre la tecnología inicial (ECMD), que

tiene baja eficiencia, baja flexibilidad (2:1) y altos costos [12].

Figura 2.7. Esquema del plato multibajante. Los vertederos en platos consecutivos se colocan en ángulos con 90° de

diferencia, para generar un camino tortuoso para el gas, aumentar la turbulencia y

mejorar la eficiencia, además de facilitar el trasiego del líquido plato a plato [8]. Por

su configuración, no pueden someterse al mantenimiento interno [19].

17

2.6.3. Métodos de propiedades Los métodos de propiedades son conjuntos de ecuaciones y correlaciones que se

utilizan para calcular y estimar las propiedades de los componentes puros y

mezclas. La adecuada selección del método es fundamental para obtener la mayor

exactitud en los resultados de la simulación. Los métodos de propiedades

disponibles en Aspen Plus® se pueden clasificar según las siguientes categorías [23]:

− Modelos Ideales

− Correlaciones de fugacidad del líquido y valores de K

− Ecuaciones de estado ajustadas para crudos

− Ecuaciones de estado flexibles y predictivas

− Coeficientes de actividad de líquido

− Correlaciones y coeficientes de actividad de electrolitos

− Procesamiento de sólidos

− Tablas de vapor

Las propiedades termodinámicas son la base para el cálculo de las operaciones

unitarias, y su impacto en los resultados de las simulaciones es considerable. A

continuación se presentan las ecuaciones para calcular las propiedades

termodinámicas.

Coeficiente de fugacidad

La relación básica para cualquier componente i presente en la fase líquida y

vapor de un sistema en equilibrio es [23]:

li

vi ff = ( 1 )

La fugacidad de un componente en una mezcla real es igual a la presión parcial

efectiva, es decir:

Pyf iv

iv

i ϕ= ( 2 )

El coeficiente de fugacidad se obtiene de la siguiente ecuación:

( ) ( )vmT

V

TnVTi

vi ZdV

VRT

nP

RT

v

ln1ln,,

−⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛∂∂

−= ∫∞

ϕ ( 3 )

Entalpía

La entalpía de un sistema se calcula a partir de la siguiente ecuación [23]:

18

( )igmm

igmm HHHH −+= ( 4 )

teniendo en cuenta que:

( ) ( ) ( )1ln −+−+⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−=− ∫

∞m

igmmig

TT

V

T

igmm ZRTSST

VVRTdV

VRTPHH ( 5 )

y

( ) ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+Δ= ∫∑

T

Tref

igi,p

igif

ii

igm dTTCHyH ( 6 )

Energía libre de Gibbs

La energía libre de Gibbs se puede expresar como [23]:

( )igmm

igmm GGGG −+= ( 7 )

donde,

( ) ( )1ln −+⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−=− ∫

∞mig

TT

V

T

igmm ZRT

VVRTdV

VRTPGG

T

( 8 )

Entropía

La entropía al igual que la entalpía y la energía libre de Gibbs se calcula como [23]:

( )igmm

igmm SSSS −+= ( 9 )

y

( ) ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛+⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

∂∂

−=− ∫∞

igT

T

V

T

igmm V

VRdV

VR

TPSS

T

ln ( 10 )

Volumen molar

El volumen molar se calcula a partir de la ecuación de estado resolviendo para

Vm en función de la presión y la temperatura [23]:

19

2.7. Balances de materia y energía En el análisis de un proceso de separación es necesario considerar las

soluciones que se obtienen en los balances de materia y energía:

El balance de masa total alrededor de un bloque se define con la ecuación:

∑=

=±Nj

jyF

10 ( 11 )

El balance de masa por componente se representa como:

01 1

=±∑∑= =

N

i

M

jijjWF ( 12 )

El balance de energía se determina por medio de la ecuación:

QWQHF j

L

l

K

kj

M

jjj =±−±+± ∑∑∑

=== 111

( 13 )

En donde: Fj: flujo másico de la corriente j (kg/h)

Wij: fracción másica del componente i en la corriente Fj (kg i/kg totales)

Hj: entalpía específica de la corriente j (W/kg)

Qj: flujo de calor de la corriente j (W)

Q: calor transferido (W) [23]

2.8. Unidades del diagrama de flujo del proceso en Aspen Plus®

Cada operación unitaria del proceso se puede representar por un bloque de

cálculo. Éstos son interconectados entre sí por corrientes de alimentación y

productos. En el simulador Aspen Plus®, los cálculos de cada una de los bloques se

realizan por separado y de manera secuencial. Algunos de los bloques más

comúnmente utilizados en el modelado de columnas de destilación e

intercambiadores de calor se encuentran:

− MIXER: combina varias corrientes de materia, calor o trabajo en una sola

corriente.

− FSPLIT: combina varias corrientes de materia, calor o trabajo en dos o más

corrientes de salida. Todas las corrientes de salida tienen la misma

composición y propiedades.

20

− HEATX: permite ejecutar cálculos de los balances de masa y energía a

cualquier tipo de intercambiador de calor de dos corrientes, ya sea por

métodos cortos o rigurosos. Con este fin, cuenta con una variedad de

procedimientos para distintos tipos de intercambiadores de tubo y carcaza,

así como diversas correlaciones para estimar el calor sensible, los

coeficientes de película de condensación y los puntos de ebullición.

− PUMP: simula una bomba o turbina hidráulica. Este modelo calcula la

presión de descarga obtenida para una determinada potencia suministrada y

viceversa.

− MULT: multiplica una corriente por un factor especificado. Es útil cuando

otras condiciones durante la modelación determinan el flujo de la corriente.

Los balances de masa y energía no se mantienen y la corriente de salida

tiene la misma composición y propiedades de la entrada [22].

Para la evaluación de una columna de destilación, inicialmente se puede

modelar a partir de métodos cortos, tales como DSTWU y DISTL.

En el algoritmo DSTWU se muestran cálculos de diseño superficiales de una

columna de destilación para una sola alimentación y dos productos. Este algoritmo

utiliza la correlación de Winn para determinar el número mínimo de etapas, la

correlación de Underwood para el reflujo mínimo y la correlación de Gilliland para

relacionar el reflujo y el número de etapas específico o viceversa para la

recuperación específica de un componente clave liviano y/o pesado. Este algoritmo

también estima la etapa de alimentación óptima y los calores del rehervidor y del

condensador versus el número de etapas [3].

El algoritmo DISTL simula columnas multicomponentes y multietapas con una

corriente de alimentación y dos corrientes de producto. La columna puede tener un

condensador bien sea parcial o total. Este método determina la composición de los

productos a partir de la aproximación de Edmister y asume constantes las

volatilidades relativas [3].

Para la modelación rigurosa de columnas de destilación en el paquete Aspen

Plus® se disponen de los algoritmos RADFRAC y RATEFRAC.

El algoritmo RADFRAC es utilizado para simular todo tipo de operaciones de

fraccionamiento vapor-líquido multietapas. Estas operaciones incluyen destilación

ordinaria, absorción, despojamiento, destilación azeotrópica absorptiva; entre

otras. Las etapas son de equilibrio, aunque se pueden especificar las eficiencias de

vaporización o de Murphree. Las corrientes de alimentación se pueden introducir

por encima de la etapa, en la etapa o en el decantador (para cálculo de tres fases

solamente). Este método permite que la columna sea operada en modo diseño o

21

rating, y se puede alcanzar el comportamiento de la columna manipulando estas

eficiencias.

En el algoritmo RADFRAC se pueden establecer:

− Número de etapas.

− Convenios de varias corrientes de alimentación.

− Columnas sin condensadores o rehervidores.

− Manipulación de rehervidores.

− Especificaciones de calentadores y enfriadores.

− Decantadores.

− Pumparounds.

Las etapas se enumeran desde el tope hasta el fondo, comenzando con el

condensador (ó comenzando con la etapa de tope de la torre en el caso de que no

haya condensador).

Se pueden manipular varias variables excepto:

− Número de etapas.

− Perfil de presión.

− Eficiencia de vaporización.

− Temperatura de reflujo subenfríado.

− Grados de subenfriamiento.

− Temperatura y presión del decantador.

− Localización de la alimentación, productos, calentadores, pumparounds y

decantadores.

− Presiones de los rehervidores termosifón y pumparounds.

− Especificaciones UA para calentadores.

Los flujos de las corrientes de entrada y los calores de entrada también pueden

ser manipulados [22].

El algoritmo RATEFRAC se basa en un cálculo riguroso a partir de un modelo de

no equilibrio. Simula tanto columnas de platos como empacadas, a partir de un

modelo de no equilibrio. No utiliza factores empíricos tales como eficiencias ni la

altura equivalente de un plato teórico (HETP). El algoritmo RATEFRAC presenta

una configuración compleja que consiste de una o más columnas intervinculadas.

La mayoría de los modelos disponibles para la simulación y diseño de sistemas

multicomponentes y procesos de separación multietapas se basan en el concepto

de equilibrio o etapas teóricas. Esta aproximación asume que las fases de líquido y

vapor que salen de cualquier etapa están en equilibrio termodinámico. Las

composiciones de las fases, temperatura, y perfiles de flujo de vapor y líquido son

calculados a partir de los balances de materiales y energía, y de las relaciones de

equilibrio para cada etapa.

22

En la práctica las columnas raramente operan bajo condiciones de equilibrio

termodinámico. El equilibrio líquido-vapor prevalece solo en la interfase de

separación de las fases vapor y líquido.

Existen amplias posibilidades para determinar la caída de presión tanto en

columnas empacadas como de platos. Utilizando los siguientes modelos (Plato/

Empaque) presentes en el simulador Aspen Plus®, se introducen las

especificaciones:

− Dimensionamiento del plato

− Evaluación del plato

− Dimensionamiento del empaque

− Evaluación del empaque

A través de estas especificaciones se calculan parámetros tales como:

− Diámetro de la columna

− Inundación aproximada o máxima capacidad.

− Caída de presión.

Los valores de estos parámetros dependen de la carga de la columna, las

propiedades de transporte y la geometría del plato. Se puede utilizar los modelos

para platos con uno hasta cuatro pases. Si se especifica un valor de platos con

múltiples pasos, ese valor aplica para todos los paneles presentes en el plato.

Cuando se especifica el espacio y el ancho del vertedero se tiene:

-Plato con un paso (Figura 2.8): Un solo valor para el lado del bajante.

-Plato con dos pasos: Hasta dos valores, uno para el lado del bajante, y otro

para el centro del bajante.

-Plato con tres pasos: Hasta dos valores, uno para el lado del bajante, y otro

para apartado del centro del bajante.

-Plato con cuatro pasos (Figura 2.9 y 2.10): Hasta tres valores: uno para el

lado del bajante, uno para el centro del bajante, y otro apartado del centro del

bajante [3].

Los esquemáticos para platos con uno y cuatro pasos se muestran en las figuras

2.8, 2.9 y 2.10:

23

Figura 2.8. Plato con un paso.

Figura 2.9. Plato con cuatro pasos.

Figura 2.10. Distribución del flujo en plato con cuatro pasos

CAPITULO III: METODOLOGÍA

25

CAPITULO III

Metodologia

3.1. Datos de diseño El estudio estacionario de la unidad de separación propano-propileno se realizó

a través de simulaciones con los datos de diseño de los manuales técnicos y de

procesos de los fraccionadores propano-propileno perteneciente de la Planta de

Olefinas I del Complejo Petroquímico “El Tablazo” (Ver Anexos 1-13).

Los principales componentes presentes en los trenes de fraccionamiento son el

propano y propileno. Se consideraron los casos de alimentación a los hornos de

pirolisis: mezcla (etano-propano) y el Caso 100% Propano, el cual representa la

condición más crítica de operación (Ver Anexos 1-2).

3.2. Simulación estacionaria del proceso Las simulaciones en estado estacionario se realizaron a través de los paquetes

comerciales Aspen Plus® 2004 y Hysys® vs. 3.2 de la empresa ASPENTECH. Se

utilizó toda la información reportada en los balances de masa y energía de los 3

casos de alimentación de esta planta; considerando: componentes, flujos,

temperatura, presión, composición, velocidades de reflujo, número de etapas,

ubicación de la alimentación; entre otros (Ver Anexos 3-15).

Los métodos termodinámicos que se utilizaron para estimar las propiedades

termodinámicas y las constantes de equilibrio de los sistemas de hidrocarburos

fueron Soave Redlich-Kwong y Peng-Robinson, mientras que para el agua se utilizó

las tablas de vapor STEAM-TA.

Las corrientes a evaluar en los fraccionadores fueron:

− Corriente de alimentación a la columna 106-E

− Corriente de tope de la columna 109-E

− Corriente de recirculación de la columna 109-E

− Corriente de fondo de la columna 106-E

− Corriente de alimentación a la columna 111-E

− Corriente de tope de la columna 112-E

− Corriente de recirculación de la columna 112-E

− Corriente de fondo de la columna 111-E

Para la simulación de los fraccionadores y de los intercambiadores de calor

(rehervidores) se utilizaron los bloques MIXER, FSPLIT, HEATX, PUMP y MULT.

26

Inicialmente se evaluó el número de etapas teóricas, la relación de reflujo

mínimo y la relación de reflujo requerida para ambos trenes, a partir de métodos

cortos (DSTWU y DISTL de Aspen Plus®), para ser comparada su aproximación a

las condiciones de diseño original de los trenes de fraccionamiento propano-

propileno. A partir del algoritmo DSTWU se especificó la recuperación de propileno,

considerando una sola alimentación y dos productos de los trenes de destilación,

para determinar el reflujo mínimo, el número mínimo de etapas teóricas, e

igualmente el número de etapas y el reflujo de los fraccionadores. Por el algoritmo

DISTL se determinó la composición de los productos a partir de la aproximación de

Edmister, que asume las volatilidades relativas constantes.

3.3. Validación de la simulación en estado estacionario del proceso Para realizar la validación de la simulación se comparó las condiciones de diseño

y operacionales de los fraccionadores propano-propileno, considerando los métodos

termodinámicos de Soave- Redlich- Kwong y de Peng Robinson. En la modelación

de los trenes se especificó las condiciones de alimentación: composición, flujo,

temperatura y presión, condición de operación del condensador y rehervidor para

cada tren (flujo, temperatura y presión de entrada), número de platos y su

geometría, y la recuperación de propileno como producto de tope, limitando la

cantidad de propileno en el producto de fondo según las condiciones de diseño,

para evaluar el reflujo y calor requerido en el condensador y rehervidor.

El seguimiento de las condiciones operacionales se llevaron a cabo durante

aproximadamente 6 meses. Durante este período la carga de la planta operó en

Caso típico y 100% Propano y en ningún momento operó a su máxima capacidad.

Para nuestra investigación se consideró el Caso 100% Propano (caso crítico de

operación). Para la evaluación de las columnas de destilación a partir de un modelo

riguroso se utilizó el algoritmo RADFRAC; basado en un modelo de equilibrio para

simular todo tipo de operaciones de fraccionamiento vapor-líquido multietapas. La

columna se modelo en modo diseño y rating. Se indicó las variables a manipular

para alcanzar estas especificaciones.

3.3.1. Evaluación hidráulica de los platos Multibajantes del tren

fraccionador primario (106-E/109-E)

Para la evaluación hidráulica de los platos se considero platos perforados con

sólo 4 bajantes. Se dividió la columna en secciones. Cada sección del fraccionador

presenta diámetros y geometrías de plato diferente. Para determinar la eficiencia

de los platos multibajantes se seleccionó el algoritmo RATEFRAC, basado en un

modelo riguroso de no equilibrio. La modelación de los platos de estos

27

fraccionadores fue en modo rating, considerando las condiciones fijadas en el

algoritmo RADFRAC y se especificó el diámetro de la sección del fraccionador y

otros detalles de los platos. Para cada etapa, se determinó el perfil del plato e

igualmente informaciones hidráulicas tales como aproximación a inundación de

platos y caída de presión. Para los platos perforados, el cálculo aproximado de la

inundación se basó en el método de Fair. Los otros cálculos hidráulicos se basaron

en los métodos Fair y Bolles. Para comparar los cálculos efectuados a partir del

simulador Aspen Plus®, se diseño una interfaz con la herramienta Excel® utilizando

información bibliográfica suministrada por el licenciante, acerca de la evaluación

para este tipo de plato y se determinó el flujo máximo permisible de líquido y la

posible zona de formación de espuma en los mismos (Ver Apéndice).

3.4. Propuestas de posibles arreglos en el diseño original Como propuesta inicial se utilizó uno de los fraccionadores del tren de reserva

(y del tren primario), como una despropanizadora, teniendo propano y propileno,

como producto de tope y en el fondo butanos, butenos, isobutenos y demás

pesados. Posteriormente separar el propileno como producto de tope, y el propano

(previa hidrogenación de los insaturados presentes y eliminación de compuestos

pesados) para ser utilizado como reciclo a los hornos de craqueo.

Como propuesta secundaria se utilizó ambos fraccionadores del tren de reserva

o del tren primario como una despropanizadora, para igualmente separar el

propileno como producto, y el propano para ser utilizado como reciclo a los hornos

de craqueo.

3.5. Uso de vapor de baja presión en los rehervidores del sistema de

fraccionamiento propano-propileno

Se estableció un medio de calentamiento que remplazase el agua de proceso, a

partir de vapor atemperado (vapor de baja y media presión) en los rehervidores de

las columnas de destilación y se evaluó su desempeño en el sistema, con el fin de

reducir el ensuciamiento que ocasiona el agua de proceso en el lado de los tubos en

los rehervidores del sistema. Asimismo se considero el flujo de alimentación de

vapor en los rehervidores para alcanzar los requerimientos de operación de los

trenes de fraccionamiento y los gastos económicos asociados al flujo de vapor. Para

realizar la modelación del proceso se utilizó el algoritmo HeatX.

Se especificó las condiciones de operación (flujo, temperatura, presión) y la

geometría de los rehervidores de la siguiente manera:

Carcaza: tipo de intercambiador, orientación, y espaciamientos.

Tubos: número de tubos, tamaño y material.

28

Bafles: tipo, arreglo y cantidad de bafles.

Boquillas: Tamaño de entrada y salida de boquillas.

También se especifico el factor de ensuciamiento establecido por diseño, tanto en

los rehervidores como en los condensadores totales asociados a los trenes de

fraccionamiento.

CAPITULO IV: PRESENTACIÓN Y ANÁLISIS DE RESULTADOS

30

CAPITULO IV

Presentación y Análisis de resultados

4.1. Simulación en estado estacionario del proceso

En las tablas 4.1, 4.2, 4.3 y 4.4 se comparan los datos de diseño con los

resultados de las simulaciones en estado estacionario de las torres de

fraccionamiento primario y secundario de la unidad de separación propano-

propileno con los hornos operando en los casos de Propano y Propano-Etano

(Mezcla) utilizando los métodos termodinámicos de Peng-Robinson y Soave-

Redlich-Kwong. Los platos 204 y 146 se utilizaron como platos de alimentación en

los trenes de fraccionamiento primario y secundario, respectivamente. Los

siguientes requerimientos de operación se evaluaron durante las simulaciones:

relación de reflujo, agua requerida en los rehervidores, % molar de propileno en los

productos de tope y fondo de los fraccionadores, etc.

Los resultados de las simulaciones indican que con ambos métodos

termodinámicos se obtiene una desviación mínima en comparación con los datos

de diseño para las distintas variables de operación determinadas. El método

termodinámico de Peng-Robinson se seleccionó como un método adecuado para

realizar este estudio ya que dio resultados más cercanos a los datos de diseño para

las simulaciones de las torres de fraccionamiento primario y secundario de la

unidad de separación propano-propileno.

En investigaciones previas efectuadas a estos trenes de fraccionamiento,

también se encontró que el método de Peng-Robinson fue el método termodinámico

que mejor reprodujo los datos de diseño [2,6].

Los datos de operación (Caso 100% propano) se determinaron por simulaciones

con el método de Peng-Robinson con la planta operando al 74% de carga fijando

las variables operacionales: flujo de alimentación, composición de entrada,

temperatura de tope y de fondo, presión de operación, relación de reflujo en la

columna y las pérdidas de propileno en los productos de fondo de los

fraccionadores.

En las tablas 4.5 y 4.6 se comparan estos resultados con los datos de diseño. En

estas tablas se observa que en ambos trenes de fraccionamiento los requerimientos

de calor asociados a los rehervidores y condensadores e igualmente la

relación de reflujo alejada a las condiciones de operación son menores que a las

condiciones de diseño. Esto podría ser la razón de que no se obtenga la

recuperación esperada de propileno en los productos de tope en las columnas de

los dos trenes de fraccionamiento propano-propileno.

31

Tabla 4.1. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento primario (Caso 100% propano).

Variables Diseño Simulación (Peng-

Robinson)

Simulación (Soave-Redlich-Kwong)

Temperatura de tope (° C) 46,7 50,46 45,6

Calor del condensador (MW) 26,58 26,53 26,73

Flujo de destilado (kg/h) 10207 10197 10197

Relación molar de reflujo (Lo/D) 26,8 26,9 26,9

Temperatura de fondo (° C) 67 67,9 67,5

Calor en el rehervidor (MW) 24,94 26,45 26,64

Flujo de fondo (kg/h) 15259 15269 15269

Flujo de alimentación (kg/h) 25466 25466 25466

Presión tope (bar) 18,9 18,9 18,9

Fracción molar propano en el fondo 0,7693 0,771 0,771

Fracción molar propileno en el fondo 0,0076 0,006 0,0063

Fracción molar propano en tope 0,23 61 ppm 55 ppm

Fracción molar propileno en tope 0,9985 0,999 0,999

Tabla 4.2. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento secundario (Caso 100% propano).

Variables Diseño Simulación (Peng-

Robinson

Simulación (Soave-

Redlich-Kwong Temperatura de tope (° C) 46 46 45,6

Calor del condensador (MW) 18,70 17,82 17,69

Flujo de destilado (kg/h) 6804 6793 6793

Relación molar de reflujo (Lo/D) 26,8 26,9 26,9

Temperatura de fondo (° C) 67 68,1 68,5

Calor en el rehervidor (MW) 18,57 17,76 17,63

Flujo de fondo (kg/h) 10173 10184 10185

Flujo de alimentación (kg/h) 16977 16977 16977

Presión tope (bar) 18,9 18,9 18,9

Fracción molar propano en el fondo 0,7693 0,770 0,770

Fracción molar propileno en el fondo 0,0076 0,008 0,008

Fracción molar propano en tope 0,0023 924ppm 860ppm

Fracción molar propileno en tope 0,9985 0,998 0,998

32

Tabla 4.3. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento primario (Caso Mezcla).

Variables Diseño Simulación (Peng-Robinson)

Simulación (Soave-Redlich-

Kwong) Temperatura de tope (° C) 46 46 45,6 Calor del condensador (MW) - 8,36 8,43 Flujo de destilado (kg/h) 4748 4731 4731 Relación molar de reflujo (Lo/D) 20,93 21 21

Temperatura de fondo (° C) 84 85,6 85,1 Calor en el rehervidor (MW) - 8,35 8,39

Flujo de fondo (kg/h) 6872 6889 6889

Flujo de alimentación (kg/h) 11620 11620 11620

Presión tope (bar) 18,9 18,9 18,9

Fracción molar propano en el fondo

0,4820 0,483 0,483

Fracción molar propileno en el fondo

0,0088 0,009 0,009

Fracción molar propano en tope 0,0021 240ppm 226ppm Fracción molar propileno en tope 0,9972 0,999 0,999

Tabla 4.4. Resultados obtenidos en las simulaciones con los diferentes métodos

termodinámicos para el tren de fraccionamiento secundario (Caso mezcla).

Variables Diseño Simulación (Peng-Robinson

Simulación (Soave-

Redlich-Kwong Temperatura de tope (° C) 46 46,1 45,6

Calor del condensador (MW) - 8,35 8,42

Flujo de destilado (kg/h) 4748 4739 4739

Relación molar de reflujo (Lo/D) 20,927 20,97 20,97

Temperatura de fondo (° C) 84 84,2 83,7

Calor en el rehervidor (MW) - 8,337 8,377

Flujo de fondo (kg/h) 6872 6881 6882

Flujo de alimentación (kg/h) 11620 11620 11620

Presión tope (bar) 18,9 18,9 18,9

Fracción molar propano en el

fondo

- 0,482 0,482

Fracción molar propileno en el

fondo

0,0088 0,009 0,009

Fracción molar propano en tope - 0,002 0,002

Fracción molar propileno en tope 0,9972 0,998 0,998

33

Tabla 4.5. Resultados de las simulaciones del tren primario operando al 74% de la

carga a la planta (Caso 100% Propano).

Variables Datos de diseño

Datos operacionales ( Peng- Robinson)

Temperatura de tope (° C) 46,7 46 Calor del condensador (MW) 26,58 11,80

Flujo de destilado (kg/h) 9000 9000 Relación molar de reflujo (Lo/D) 26,8 21

Temperatura de fondo (° C) 67 70,95 Calor en el rehervidor (MW) 24,94 11,72

Flujo de fondo (kg/h) 9600 9670 Flujo de alimentación (kg/h) 18670 18670

Presión tope (bar) 18,9 18,96 Fracción molar propano en el fondo 0,7693 0,771 Fracción molar propileno en el fondo 0,0076 15,2

Fracción molar propano en tope 0,23 220 ppm Fracción molar propileno en tope 0,9985 0,996

Tabla 4.6. Resultados de las simulaciones del tren secundario operando al 74% de

la carga a la planta (Caso 100% Propano).

Variables Datos de diseño

Datos operacionales ( Peng- Robinson)

Temperatura de tope (° C) 46 46.7

Calor del condensador (MW) 18,70 11,70

Flujo de destilado (kg/h) 8000 8000

Relación molar de reflujo (Lo/D) 26,8 20,6

Temperatura de fondo (° C) 67 68,2

Calor en el rehervidor (MW) 18,57 10,63

Flujo de fondo (kg/h) 6000 6000

Flujo de alimentación (kg/h) 14000 14000

Presión tope (bar) 18,9 18,96

Fracción molar propano en el fondo 0,75 0,71

Fracción molar propileno en el fondo 0,008 16,6

Fracción molar propano en tope 0,23 220 ppm

Fracción molar propileno en tope 0,9985 0,999

34

4.2. Perfiles de las composiciones de propano y propileno al variar el plato

de alimentación

En las figuras 4.1, 4.2, 4.3, 4.4, 4.5 y 4.6 se representa la relación de las

composiciones de propileno/propano de las corrientes líquidas salen que salen de

cada de plato en el primer y segundo tren de fraccionamiento para los tres casos de

alimentación a los hornos. Debido a las diferencias en las volatilidades relativas, el

propileno se concentra en mayor proporción en los primeros platos de la sección de

rectificación operación (especificando como primera etapa teórica el condensador

de tope), y el propano en los platos cercanos al rehervidor (especificando el

rehervidor como la última etapa teórica).

En el primer tren de fraccionamiento las simulaciones se realizaron

introduciendo la alimentación en los platos 171, 188 y 204, tal como se muestra en

las figuras 4.1, 4.2 y 4.3. En estas figuras se observa, como es de esperar, que a

medida que aumenta el número de platos en la sección de rectificación se obtiene

una mayor relación Propileno/Propano en las corrientes líquidas.

En la sección de rectificación, la relación propileno/propano en las corriente de

líquido varía linealmente con el número de etapas para los tres platos de

alimentación en los tres casos analizados de alimentación a los hornos de pirolisis:

100% propano, mezcla (etano-propano) y alimentación típica; en la sección de

agotamiento esta variación no es lineal.

La mayor separación propileno-propano se obtiene al ubicar el plato de

alimentación en la etapa 204, lo cual asegura que las columnas de destilación de

este tren de fraccionamiento operen más eficazmente.

En cuanto al segundo tren de fraccionamiento, en las figuras 4.4, 4.5 y 4.6 se

muestra la variación de la relación de las composiciones de propileno/propano en

las corrientes líquidas para los tres casos de alimentación a los hornos. La etapa de

alimentación se ubicó en los platos 136 y 146. Un comportamiento similar al del

primer tren de fraccionamiento se observa en estas figuras, pero con una variación

con respecto al plato de alimentación menos pronunciada, aunque la relación

Propileno/Propano en la sección de rectificación ocurrió cuando la alimentación se

introducía en el plato 146.

Los platos 204 para el primer tren de fraccionamiento y 146 para el segundo

tren se seleccionaron como los platos óptimos de alimentación en todas las

simulaciones realizadas en la unidad de separación de propano-propileno.

35

Las columnas de destilación se modelaron utilizando el algoritmo RADFRAC de

Aspen Plus especificando la geometría de los bajantes múltiples (sólo 4 bajantes),

la geometría de los platos perforados para el primer y segundo tren de

fraccionamiento, una recuperación de propileno superior al 99,7% en el producto

de tope y pérdidas de propileno en el producto de fondo de las fraccionadores

menores al 1%.

36

0,01

0,1

1

10

100

1000

10000

1 21 41 61 81 101 121 141 161 181 201 221 241 261 281 301

ETAPAS

log(

Xpr

opile

no/p

ropa

no)

PLATO 171PLATO 188PLATO 204

Figura 4.1. Relación de composición del líquido propileno/propano. Plato óptimo de

alimentación. Tren primario (106-E/109-E.) Caso 100% Propano.

0,001

0,01

0,1

1

10

100

1000

10000

100000

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 220 240 260 280 300

ETAPAS

log(

Xpr

opile

no/X

prop

ano)

PLATO 171PLATO 188PLATO 204

Figura 4.2. Relación de composición del líquido propileno/propano. Plato óptimo de

alimentación. Tren primario (106-E/109-E.) Caso Mezcla.

37

Figura 4.3. Relación de composición del líquido propileno/propano. Plato óptimo de

alimentación. Tren primario (106-E/109-E.) Caso Típico.

0,01

0,1

1

10

100

1000

10000

100000

1000000

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 220 240 260 280 300

ETAPAS

log(

Xpr

opile

no/X

prop

ano)

PLATO 171PLATO 188PLATO 204

Figura 4.4. Relación de composición de líquido propileno/propano. Plato óptimo de

alimentación. Tren secundario (111-E/112-E). Caso 100% Propano.

0,001

0,01

0,1

1

10

100

1000

10000

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 220

ETAPAS

log

(Xp

rop

ilen

o/

Xp

rop

ano

)

PLATO 136PLATO 146

38

Figura 4.5. Relación de composición de líquido propileno/propano. Plato óptimo de

alimentación. Tren secundario (111-E/112-E). Caso Mezcla.

0,01

0,1

1

10

100

1000

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 220

ETAPAS

log(X

pro

pile

no/

Xpro

pan

o)

PLATO 136PLATO 146

Figura 4.6. Relación de composición de líquido propileno/propano. Plato óptimo de

alimentación. Tren secundario (111-E/112-E). Caso Típico.

0,01

0,1

1

10

100

1000

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 220

ETAPAS

log(X

pro

pile

no/

Xpro

pan

o)

PLATO 136PLATO 146

En las tablas 4.7 y 4.8 se muestran los resultados de las simulaciones con los

datos de diseño para los dos trenes de fraccionamiento con los hornos operando en

los casos de alimentación 100% Propano y Típico.

En el primer tren de fraccionamiento la recuperación del propileno en el

producto de tope fue de 99.9%, la relación Lo/D fue de 26.9, y los calores retirados

en el condensador y suministrado en el rehervidor fueron de 22.73 MW y

14.32 MW; respectivamente, para el Caso 100 % Propano (Ver tabla 4.7). Mientras

39

que en el Caso Típico estos valores fueron: 99.9%, la relación Lo/D fue de 24.5, y

los calores retirados en el condensador y suministrado en el rehervidor fueron de

14.37 MW y 14.32 MW; respectivamente (Ver tabla 4.7).

Tabla 4.7. Resultados de las simulaciones con los datos de diseño del primer

tren de fraccionamiento (106-E/109-E).

Comp. molar de tope en propileno

Comp.

molar del fondo en propileno

Temp. tope (° C)

Temp. fondo (° C)

Presión

de tope (bar)

Relación molar

de reflujo (Lo/D)

Calor del

cond. (MW)

Calor del

reherv. (MW)

Fracción de propileno separada

CCCaaasssooo 111000000%%% PPPrrrooopppaaannnooo Plato 204

0.999

0.008

46.04 67.9 18.9 26.9

22,73 22,74 0.990

CCCaaasssooo TTT íííppp iii cccooo Plato 204

0.999 0.009 45.59 71.9 18.9 24.5 14,37 14,32 0.989

La recuperación del propileno en el producto de tope fue de 99.9% para el Caso

100 % Propano y de 99.8 % para el Caso Típico en el segundo tren de

fraccionamiento. La relaciones Lo/D fueron similares a las del primer tren de

fraccionamiento tanto para el Caso 100% Propano como para el Caso Típico. Los

calores retirados en el condensador y suministrado en el rehervidor fueron de

15.12 MW y 9.46 MW; respectivamente, para el (Ver tabla 4.8).

Tabla 4.8. Resultados de las simulaciones con los datos de diseño del segundo

tren de fraccionamiento (111-E/112-E).

Comp. molar de tope en propileno

Comp.

Molar del fondo en propileno

Temp. tope (° C)

Temp. fondo (° C)

Presión

de tope. (bar)

Presión

de fondo (bar)

Relación molar

de reflujo (Lo/D)

Calor del

reherv. (MW)

Fracción

de propileno separada

CCCaaasssooo 111000000%%% PPPrrrooopppaaannnooo Plato 146

0.999 0.008

46.0 68.5 18.9 20.451 26.8 15.12

0.990

CCCaaasssooo ttt íííppp iii cccooo Plato 146

0.998 0.009 46.0 71.3 18.9 19.8 24.5 9.46 0.989

De las simulaciones para el Caso 100% Propano, que es el caso de operación

más crítico, especificando pérdidas de propileno por el fondo menor al 1% se

obtuvieron los perfiles de temperatura, y de las composiciones de propano y

40

propileno en las corrientes de líquido y de vapor en cada uno de los platos que se

muestran en las figuras 4.7 y 4.8 para el primer tren de fraccionamiento y las

figuras 4.12 y 4.13, para el segundo tren de fraccionamiento.

− Primer tren de fraccionamiento:

En la Figura 4.7 se observa que el perfil de temperatura varía de 70 ° C (plato

de fondo o del rehervidor) a 45° C (plato de tope o del condensador total).

Figura 4.7. Perfiles de temperatura y composiciones para el primer tren de

fraccionamiento (106-E/109-E). Caso 100% Propano.

45

50

55

60

65

70

1 21 41 61 81 101 121 141 161 181 201 221 241 261Número de Etapas

Tem

pera

tura

(°C

)

0

0,2

0,4

0,6

0,8

1

y(m

ol)

Temperatura (°C)y(mol) propilenoy(mol) propano

41

Figura 4.8. Perfiles de composición de líquido para el tren primario (106-E/109-E).

Caso 100% Propano.

Como es de esperar, las composiciones de propileno en las corrientes de líquido

y de vapor disminuyen desde el plato 1 hasta el plato 279 (rehervidor), mientras

que la composición de propano aumenta (Ver Figura 4.8).

En la Figura 4.9 se muestra como varia los flujos de tope y fondo cuando se

aumenta la carga en el tren de fraccionamiento primario para el Caso 100 %

Propano. Los flujos de alimentación variaron de 26000 kg/h a 40000 kg/h; y las

pérdidas de propileno en el producto de fondo se establecieron menores al 1%. En

esta figura se observa que los flujos de destilado de producto de tope y

fondo aumentan linealmente con el flujo de la alimentación y varia de 10500 a

16200 kg/h, para el producto de tope (propileno) y de 15300 kg/h a 23200 kg/h

(propano y más pesados).

(1)

(2)

(1) (2)

42

Figura 4.9. Variación de flujo de tope y fondo vs. Flujo de alimentación del tren

primario (106-E/109-E). Caso 100% Propano.

El calor requerido en los rehervidores del tren de fraccionamiento primario para el

Caso 100 % Propano (con pérdidas de propileno en el producto de fondo del 1 y

5 %) se muestra en la figura 4.10, con respecto al flujo de alimentación. La cantidad de calor requerida en el rehervidor varía linealmente con el flujo de

alimentación tal como se muestra en la figura 4.10. Según los resultados obtenidos,

el calor mínimo requerido para obtener pérdidas de propileno en el producto de

fondo menores al 1% fue de 22,5 MW para un flujo de alimentación de

25200 kg/h. Para pérdidas de propileno en el producto de fondos menores al 5%, el

calor requerido fue de 21,5 MW. Estos requerimientos de calor permiten separar

óptimamente el propano y el propileno que tienen puntos de ebullición cercanos.

(1) (2) (1)

(2)

43

Figura 4.10. Calor requerido en los rehervidores pertenecientes al tren

primario (106-E/109-E). Caso 100% Propano.

Tener un alto reflujo en los fraccionadores hace posible alcanzar purezas

elevadas en los productos de destilado. En nuestro caso se presenta un alto reflujo

en los fraccionadores debido a la cercanía de las volatibilidades de propano y

propileno. La variación del flujo del reflujo con el flujo de la alimentación se

presenta en la figura 4.11 tanto para pérdidas de 1 y 5 % de propileno en el

producto de fondo, para el Caso 100% Propano. Tal como se observa en la figura

esta variación es lineal, y los reflujos mínimos para una alimentación de

25200 kg/h fueron de 268000 kg/h y 258000 kg/h para pérdidas de propileno en el

producto de fondo menores de 1% y 5 %; respectivamente.

44

Figura 4.11. Reflujo para diferentes pérdidas de propileno en el fondo. Tren

primario (106-E/109-E). Caso 100% Propano.

− Segundo tren de fraccionamiento

En la Figura 4.12 se observa que el perfil de temperatura varía de 70 ° C (plato

de fondo o del rehervidor) a 45° C (plato de tope o del condensador total).

45

Figura 4.12. Perfiles de temperatura y composiciones para el segundo tren de

fraccionamiento (111-E/112-E). Caso 100% Propano.

45

50

55

60

65

70

1 21 41 61 81 101 121 141 161 181Número de Etapas

Tem

pera

tura

(°C

)

0

0,2

0,4

0,6

0,8

1

y(m

ol)

Temperatura (°C)y(mol) propilenoy(mol) propano

En la Figura 4.13, se observa que las composiciones de propileno en las corrientes

de líquido y de vapor disminuyen desde el plato 1 hasta el plato 279 (rehervidor),

mientras que la composición de propano aumenta.

Figura 4.13. Perfiles de composición de líquido para el tren secundario

(111-E/112-E). Caso 100% Propano.

(1) (2)

(1)

(2)

46

En la Figura 4.14 se muestra como varían los flujos de tope y fondo cuando se

aumenta la carga en el tren de fraccionamiento secundario para el Caso 100 %

Propano. Los flujos de alimentación variaron de 10000 kg/h a 34000 kg/h; y las

pérdidas de propileno en el producto de fondo se establecieron menores al 1%. En

esta figura se observa que los flujos de destilado de producto de tope y fondo

aumentan linealmente con el flujo de la alimentación y varia de 8000 a

13900 kg/h, para el producto de tope (propileno) y de 8400 kg/h a 20250 kg/h

(propano y más pesados).

Figura 4.14. Variación de flujo de tope y fondo vs. flujo de alimentación del Tren

secundario (111-E/112-E). Caso 100% Propano.

En la figura 4.15 se aprecia el calor requerido por los rehervidores. El perfil de

transferencia de calor presenta un comportamiento lineal similar al del primer tren

de fraccionamiento. El calor mínimo requerido para obtener pérdidas de propileno

por el fondo menores al 1% es de 17 MW, para un flujo de alimentación de

16500 kg/h. Para pérdidas de propileno por el fondo menores al 5% se requiere

que el calor requerido sea superior a 16,4 MW.

47

Figura 4.15. Calor requerido en los rehervidores pertenecientes al Tren secundario

(111-E/112-E). Caso 100% Propano.

El reflujo vs. el flujo de alimentación en los fraccionadores presenta un

comportamiento lineal similar al tren primario, tanto para pérdidas de 1 y 5 % de

propileno en el fondo, para el Caso 100% Propano. El reflujo mínimo para una

alimentación de 16800 kg/h es de 170000 kg/h y 180000 kg/h, para pérdidas de

propileno en el fondo menores al 1% al 5%; respectivamente (Ver figura 4.16).

48

Figura 4.16. Reflujo para diferentes pérdidas de Propileno en el fondo. Tren

primario 106E-109-E. Caso 100% Propano.

4.3. Eficiencia y evaluación hidráulica del tren de fraccionamiento

primario (106-E/109-E).

Las eficiencias de platos para este tren fueron evaluadas para platos de

bajantes múltiples (para 4 bajantes) a partir de la geometría y eficiencia de

Murphree, utilizando el algoritmo RATEFRAC de Aspen Plus®. Estas eficiencias se

representan para cada plato en la figura 4.17. Entre los platos 2 al 61 varío de 93.7

a 94.5% y después del plato 221 varío de 94.15 a 94.9%. La eficiencia de

Murphree de los componentes claves (propano y propileno), vario en un rango de

75 a 77% para el propano y de 77 a 95% para el propileno tal como se muestra en

la figura 4.18.

49

Figura 4.17. Eficiencia de platos multibajantes (4 bajantes) del tren de

fraccionamiento primario (106-E/109-E).

Figura 4.18. Eficiencia de Murphree de los componentes propano-propileno en

platos multibajantes (4 bajantes) del tren de fraccionamiento primario.

En las simulaciones a condiciones de diseño, a partir de la geometría de los

platos se calcularon los siguientes flujos de vapor: flujo mínimo ideal calculado

basado en la cercanía de la condición termodinámica práctica, el flujo actual en

la columna y el flujo máximo hidráulico de vapor, que corresponde a los límites

50

de inundación. Estos flujos se representan en función de la etapa en la figura

4.19.

Figura 4.19. Análisis hidráulico del tren de fraccionamiento primario considerando

4 bajantes.

En la figura se observa que la columna a las condiciones de diseño se opera a flujos

de vapor adecuados, ya que el flujo actual de vapor se encuentra entre la condición

termodinámica mínima cercana a la práctica (PNMTC) y el flujo hidráulico máximo

que podría manejar este tren.

Análisis hidráulico con Platos de 5 bajantes

Esta evaluación se llevó a cabo debido a que la columna del tren de

fraccionamiento primario contiene platos con 5 bajantes. En la Tabla 4.9 se

reportan los caudales y densidades de las corrientes de líquido y vapor de cada una

de las etapas. A partir de estos valores se determinó los flujos de vapor reducido

permisible y de diseño para evaluar la posible ocurrencia de lloriqueo o sobrecarga

en el plato (Ver Apéndice). Tal como se observa en esta tabla, según los resultados

obtenidos la operación de la columna a condiciones de diseño no genera sobrecarga

ni lloriqueo en el plato y la probabilidad de formación de espuma es moderada.

El factor de inundación y la caída de presión en la columna se muestran en la figura

4.20 y se observa que para todos los platos el factor de inundación se encuentra se

encuentra por debajo del factor de inundación máximo por diseño (0,9).

(3)

(2)

(1)

(1) (2) (3)

51

Tabla 4.9. Resultados de la evaluación hidráulica de los platos con 5 bajantes.

1 Datos obtenidos de Aspen Plus

5 Caudal de

líquido

Caudal de

vapor Densidad de liquido

Densidad de vapor

Flujo de vapor reducido

Flujo de vapor

reducido

Indicación de

sobrecarga

Formación de espuma

Densidad de espuma

Etapas m3/hr m3/s kg/m3 kg/m3 Permisible Operación

1

2 599.6829 1.8928 473.8821 41.7050 0.7049 0.5880 OK MODERADO 0.5

3 578.3926 1.8926 473.8459 41.7211 0.6548 0.5881 OK MODERADO 0.5

4 578.5421 1.8924 473.8167 41.7349 0.6551 0.5881 OK MODERADO 0.5

5 578.6575 1.8920 473.7905 41.7477 0.6554 0.5881 OK MODERADO 0.5

6 578.7581 1.8917 473.7657 41.7601 0.6556 0.5882 OK MODERADO 0.5

7 578.8523 1.8914 473.7415 41.7723 0.6558 0.5882 OK MODERADO 0.5

8 578.9438 1.8910 473.7175 41.7844 0.6560 0.5882 OK MODERADO 0.5

9 579.0340 1.8907 473.6936 41.7965 0.6562 0.5882 OK MODERADO 0.5

10 579.1238 1.8903 473.6698 41.8085 0.6565 0.5882 OK MODERADO 0.5

11 579.2134 1.8899 473.6459 41.8206 0.6567 0.5882 OK MODERADO 0.5

12 579.3030 1.8896 473.6221 41.8327 0.6569 0.5882 OK MODERADO 0.5

13 579.3927 1.8892 473.5983 41.8447 0.6571 0.5882 OK MODERADO 0.5

14 579.4823 1.8889 473.5744 41.8568 0.6573 0.5881 OK MODERADO 0.5

15 579.5721 1.8885 473.5506 41.8688 0.6575 0.5881 OK MODERADO 0.5

Figura 4.20. Análisis hidráulico del tren de fraccionamiento primario.

0,76

0,78

0,8

0,82

0,84

0,86

0,88

0,9

0 50 100 150 200 250 300

Etapas

Fact

or d

e in

unda

ción

0,004

0,00402

0,00404

0,00406

0,00408

0,0041

0,00412

0,00414

Caí

da d

e pr

esió

n (b

ar)

52

En la Figura 4.21 se comparan los flujos de vapor permisible y de diseño en

cada una de las etapas del tren de fraccionamiento primario. El flujo de vapor a

condiciones de diseño fue siempre menor que el flujo de vapor permisible: el flujo

de vapor permisible varío de 0.6m3/s a 1.08 m3/s, mientras que el flujo de

diseño varió entre 0.58 a 0.6 m3/s. Esto indica que bajo las condiciones de diseño

hay poca posibilidad de sobrecarga en los platos del tren.

Figura 4.21. Flujo de vapor permisible vs. Flujo de vapor de diseño del tren de

fraccionamiento primario (106-E/109-E).

Flujo de vapor permisible vs. Flujo de vapor operacional

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

1,1

0 50 100 150 200 250 300Etapas

Fluj

o (m

3/s)

PermisibleOperacional

4.4. Simulación en estado estacionario de la unidad de separación

propano-propileno con las modificaciones propuestas al arreglo original

4.4.1. Simulación de los fraccionadores propano-propileno según

diseño por métodos cortos:

Inicialmente se hicieron estimados de variables operacionales de las columnas

del primer y segundo tren de fraccionamiento a condiciones de diseño aplicando los

algoritmos DSTWU y DISTL de Aspen Plus. Se utilizó como método termodinámico

la ecuación de Peng-Robinson; y se determinaron las siguientes variables

operacionales: relaciones de reflujo mínimo y actual, número de etapas, etapa de

alimentación, calores requeridos en el condensador y en el rehervidor y las

temperaturas de los productos de tope y fondo de la columna. En estas

simulaciones se utilizaron los datos de diseño del caso de alimentación 100%

Propano a los hornos de pirolisis.

53

En las tablas 4.10 y 4.11 se comparan los resultados de las simulaciones con los

datos de diseño aplicando los algoritmos DSTWU y DISTL para el primer tren de

fraccionamiento, respectivamente.

En la tabla 4.10 se puede observar que el algoritmo DSTWU genera valores de

las variables operacionales más próximas a los datos de diseño, específicamente en

lo que se refiere a las temperaturas de los productos de tope (46,04 ° C vs. 46 ° C)

y de fondo (68,03° C vs. 67 ° C). El número de etapas mínimas según este método,

como era de esperar resultó menor al numero de etapas por diseño (182 vs. 279).

Resultados similares, en cuanto a la mejor aplicabilidad del algoritmo DSTWU

se encontraron para el caso de la simulación del tren de fraccionamiento

secundario por estos métodos cortos (Ver tablas 4.12 y 4.13). Tanto las

temperaturas de los productos de tope y fondo fueron muy similares a los datos de

diseño: temperatura del producto de tope (46,04 ° C vs. 46° C) y temperatura

del producto de fondo (68,65° C vs. 67° C). Igualmente el número de etapas

mínimas (182) fue menor que el numero de etapas a condiciones de diseño (200).

Tabla 4.10. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DSTWU)

del primer tren de fraccionamiento (106-E/109-E).

DSTWU Diseño Relación de reflujo mínimo 19,98 - Relación de reflujo actual 29,11 26,8 Número de etapas mínima 182 - Número de etapas actuales 279 279 Etapa de alimentación 181 204 Número de etapas actuales por encima de la alimentación 180

-

Calor requerido por el rehervidor (MW) 24,71 26,58 Calor requerido por el condensador (MW) 24,79 24,94 Temperatura de tope (° C) 46,04 46 Temperatura de fondo (° C) 68,03 67 Relación Destilado/alimentación 0,43 R -

54

Tabla 4.11. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DISTL) del

primer tren de fraccionamiento (106-E/109-E).

DISTL Diseño Calor requerido por el rehervidor (MW) 23,14 26,58 Calor requerido por el condensador (MW) 17,19 24,94 Temperatura de tope ( ° C) 47,6 46 Temperatura de fondo (° C) 53,98 67 Calidad de la alimentación 0,02796 -

Tabla 4.12. Resultados obtenidos de la evaluación por Métodos cortos (DSTWU)

del tren secundario (111-E/112-E).

DSTWU Diseño Relación de reflujo mínimo 20,1 - Relación de reflujo actual 36,4 26,8 Número de etapas mínima 182 - Número de etapas actuales 200 200 Etapa de alimentación 130 - Número de etapas actuales por encima de la alimentación 129

-

Calor requerido por el rehervidor (MW) 20,41 18,57 Calor requerido por el condensador (MW) 20,54 18,7 Temperatura de tope (° C) 46,04 46 Temperatura de fondo(° C) 68,65 69,6 Relación Destilado/Alimentación 0,433 R -

Tabla 4.13. Resultados obtenidos de la evaluación por métodos cortos (DISTL)

del tren secundario (111-E/112-E).

DISTL Diseño Calor requerido por el rehervidor (MW) 19,98 18,57 Calor requerido por el condensador (MW) 19,93 18,7 Temperatura de tope (° C) 47,5 46 Temperatura de fondo( ° C) 72,3 67 Calidad de la alimentación 0,04309 -

Estos resultados nos indican que se pueden utilizar los estimados calculados de

las variables operacionales determinadas por el algoritmo DSTWU como estimados

en la simulación rigurosa con los algoritmos RADFRAC y RATEFRAC de la unidad

de separación propano-propileno con las modificaciones indicadas anteriormente.

55

4.4.2. Despropanizadora (Tren secundario)/ Fraccionador Propano-

propileno (Tren primario)

En esta alternativa el tren secundario (111-E/112-E) se utilizó como una

despropanizadora; la corriente de tope de este tren se alimentó al tren

primario (106-E/109-E), que funcionó como un fraccionador propano-propileno. Las

simulaciones se realizaron a las condiciones de operación para el caso 100%

Propano utilizando el algoritmo DSTWU y se determinaron la relación de reflujo

mínimo, el número mínimo de etapas, temperatura de los productos de tope y

fondo, los calores suministrados a los rehervidores y retirados en los

condensadores.

Los resultados de estas simulaciones se representan en las tablas 4.14 y 4.15,

para la despropanizadora y para el fraccionador propano-propileno,

respectivamente. En la tabla 4.14 se observa que el número mínimo de etapas

(20,23) del segundo tren de fraccionamiento como despropanizadora, fue menor al

número de etapas que presenta este tren (200). Adicionalmente la relación de

reflujo fue muy baja por lo tanto es poco probable la sobrecarga de los platos. Las

temperaturas de los productos de tope y fondo presentaron valores que no

afectarían la integridad mecánica de los equipos involucrados según diseño (Ver

Anexos 16-24).

Tabla 4.14. Resultados obtenidos de la evaluación a partir del método DSTWU

para el tren secundario (despropanizadora).

Tren secundario ( Despropanizadora) Utilizando el método corto DSTWU Relación de reflujo mínimo 0,65 Relación de reflujo actual 0,69 Número de etapas mínima 20,23 Número de etapas actuales 89 Etapa de alimentación 41 Número de etapas actuales por encima de la alimentación 40 Calor requerido por el rehervidor 1,87 MW Calor requerido por el condensador 1,88 MW Temperatura de tope 49,85 ° C Temperatura de fondo 126,68 ° C Relación Destilado/alimentación 0,88

En la tabla 4.15 se muestran los resultados de la simulación cuando la

alimentación se introduce al primer tren de fraccionamiento. Se observa en esta

tabla que el número mínimo de etapas fue menor que las etapas reales de esta

columna, la relación de reflujo fue menor que la del diseño original, las

temperaturas de los productos de tope y fondo fueron similares a las de diseño. Los

calores suministrados a los rehervidores y retirados a los condensadores en la

56

despropanizadora y el fraccionador propano-propileno fueron menores a los

requeridos por diseño.

Tabla 4.15. Resultados obtenidos a partir del método DSTWU para el primer tren

(fraccionador propano-propileno).

Primer tren (Fraccionador propano-propileno) Utilizando el método corto DSTWU Relación de reflujo mínimo 18,3 Número de etapas mínima 268 Número de etapas actuales 278 Etapa de alimentación: 183 Número de etapas actuales por encima de la alimentación 182 Calor requerido por el rehervidor 20,49 MW Calor requerido por el condensador 20,54 MW Temperatura de tope 46,04 ° C Temperatura de fondo 61,87 ° C Relación Destilado/alimentación 0,49

Los datos de las tablas 4.14 y 4.15 se utilizaron como estimados en la

simulación de los trenes de fraccionamiento utilizando el algoritmo RADFRAC para

su diseño riguroso. Las simulaciones se llevaron a cabo a relación de reflujos

variable especificando las condiciones de diseño para la alimentación (temperatura,

presión, composición molar), las características mecánicas del plato y la eficiencia

de los platos perforados de ambos trenes igual a 99.99% [29]. El tren secundario se

operó a su máxima capacidad (16977 kg/h), y la pureza del producto de tope del

fraccionador propano-propileno fue superior a 99,7%.

En la tabla 4.16 se muestran los resultados de las simulaciones en cuanto a las

siguientes variables: número de platos, flujo de destilado y fondo, composición

molar de propileno en el producto de fondo, presión de tope, relación de reflujo,

calor del rehervidor, entre otras. Tal como se observa en esta tabla, ambos trenes

de fraccionamiento operan a condiciones similares a las del diseño original.

En la despropanizadora, la relación de reflujo fue de 1.6, superior a la relación

de reflujo mínima obtenida por el método corto y la recuperación de propano en la

despropanizadora fue cercana al 100%. Asimismo, los requerimientos de calor en

los rehervidores fueron menores a los del diseño original: 18,08 MW vs. 22,78 MW

(diseño original).

57

Tabla 4.16. Resultados obtenidos de la simulación del tren secundario

(111-E/112-E) como despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como

fraccionador propano-propileno.

Variables

Despropanizadora ( Tren

secundario)

Fraccionador propano-propileno ( Tren primario)

Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 14401 Numero de platos 198 277 Plato de alimentación 37 172 Flujo de destilado (kg/hr) 14401 6788 Composición molar del tope (en propileno) 0,489 0,999 Composición molar del tope (en propano) 0,494 0,0002 Flujo de fondo (kg/hr) 2576 7613 Composición molar del fondo (en propano) 0 0,996 Temperatura del tope (° C) 50 46 Temperatura del fondo (° C) 126,3 58 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 126 58,3 Presión del tope (bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 23041 181913 Relación molar de reflujo (Lo/D) 1,6 26,8 Calor requerido por los rehervidores (MW) 2,91 15,17

Al utilizar el tren primario como fraccionador propano-propileno, como las

volatibilidades relativas de estos hidrocarburos son muy cercanas, se requiere un

mayor número de etapas y una relación de reflujo superior a las de la

despropanizadora. Usualmente, al utilizar platos convencionales, estos

fraccionadores tienen limitaciones de sobrecarga, la recuperación de propileno

maximiza los costos de inversión, y es imperativo tener un buen control del calor

en los rehervidores [11].

En la Figura 4.22 se muestra como varia el factor de inundación vs. las etapas

teóricas a lo largo del tren primario. El factor de inundación presente varía de 0,5 a

0.65, mucho menores que el máximo factor de inundación permitidos en los platos

(0,85); esto indica que no se presentaran problemas de sobrecarga, a pesar del

alto reflujo en este tren de fraccionamiento, confirmando que los platos

multibajantes proveen una mejor eficiencia que los platos convencionales. La

recuperación de propileno como producto de tope en el fraccionador fue del 100%,

con una pureza de 99,9%. En comparación a la producción de propileno en el tren

de fraccionamiento secundario operando a 100% de la carga a condiciones de

diseño, se obtendrían 6788 kg/h vs. 6804 kg/h del producto de tope. La

recuperación de propano sin presencia de insaturados enviado a los hornos sería de

66576 toneladas al año.

58

Debido a la similitud de estas condiciones de operación con las del diseño

original, estas modificaciones del proceso no afectaría ningún proceso aguas arribas

y/o aguas abajo.

Figura 4.22. Perfil Hidráulico del separador propano-propileno. Tren

primario (106-E/109-E), utilizando el tren secundario como despropanizadora. Caso

100% Propano.

Se observó también el comportamiento presentado al utilizar sólo una columna

del tren secundario bien sea la columna 111-E ó 112-E como despropanizadora, y

el tren primario (106-E/109-E) se mantendría como el tren fraccionador propano-

propileno.

4.4.2. Despropanizadora (Columna 111-E)/ Fraccionador Propano-

propileno (Tren primario)

En esta alternativa una de las columnas del tren secundario (111-E) se utilizó

como una despropanizadora; su corriente de tope se alimentó al tren primario

(106-E/109-E), que funcionó como un fraccionador propano-propileno. Las

simulaciones se realizaron a las condiciones de operación para el caso 100%

Propano utilizando el algoritmo DSTWU y se determinaron la relación de reflujo

mínimo, el número mínimo de etapas, temperatura de los productos de tope y

fondo y los calores suministrados a los rehervidores y retirados en los

condensadores. Los resultados de estas simulaciones se representan en la tabla

4.17.

59

Los datos de las tablas 4.14 y 4.15 se utilizaron como estimados en la

simulación de los trenes de fraccionamiento utilizando el algoritmo RADFRAC para

su diseño riguroso. Las simulaciones se llevaron a cabo a relación de reflujos

variable especificando las condiciones de diseño para la alimentación (temperatura,

presión, composición molar), las características mecánicas del plato y la eficiencia

de los platos perforados de ambos trenes igual a 99.99% [29]. El tren secundario se

operó a su máxima capacidad (16977 kg/h), y la pureza del producto de tope del

fraccionador propano-propileno fue del 99,8%.

En la tabla 4.17 se muestran los resultados de las simulaciones en cuanto a las

siguientes variables: número de platos, flujo de destilado y fondo, composición

molar de propileno en el producto de fondo, presión de tope, relación de reflujo,

calor del rehervidor, entre otras. Tal como se observa en esta tabla, ambos trenes

de fraccionamiento operan a condiciones similares a las del diseño original.

En la despropanizadora la relación de reflujo fue de 1.6, superior a la relación

de reflujo mínima obtenida por el método corto y la recuperación de propano en la

despropanizadora fue del 99%, con pérdidas por el producto de fondo de 702ppm.

Asimismo, los requerimientos de calor en los rehervidores fueron menores a los del

diseño original: 15,11 MW vs. 22,78 MW (diseño original).

Tabla 4.17. Resultados obtenidos de la simulación de la columna 111-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno.

Variables Despropanizadora

( 111-E)

Fraccionador propano-propileno ( Tren primario)

Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 14157 Numero de platos 88 277 Plato de alimentación 36 171 Flujo de destilado (kg/hr) 14157 6855 Composición molar del tope (en propileno) 0,484 0,998 Composición molar del tope (en propano) 0,513 0,001 Flujo de fondo (kg/hr) 2820,37 7301,37 Composición molar del fondo (en propano) 0,0007 0,992 Temperatura del tope (° C) 49,5 46 Temperatura del fondo (° C) 122 57,6 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 122 57,6 Presión del tope ( bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 22651 145557 Relación molar de reflujo (Lo/D) 1,6 21,2 Calor requerido por los rehervidores (MW) 2,85 12,26

60

En el fraccionador propano-propileno, el factor de inundación presente varío de

0.58 a 0.67, presentándose mayor factor de inundación entre los platos 200 al 277

vs. 0,85 (máximo factor de inundación en el plato) (Ver figura 4.23), esto indica

que no se presentaran problemas de sobrecarga y la recuperación de propileno

como producto de tope en el fraccionador es del 99,8%.

En comparación a la producción de propileno del tren de fraccionamiento

secundario operando a 100% de carga, se obtendrían 6856 kg/h vs. 6804 kg/h del

producto de tope. La recuperación de propano sin presencia de insaturados enviado

a los hornos sería de 63960 toneladas al año.

Figura 4.23. Perfil Hidráulico del separador propano – propileno, utilizando la

columna 111-E como despropanizadora. Tren primario. Caso 100% Propano.

4.4.3. Despropanizadora (Columna 112-E)/ Fraccionador Propano-

propileno (Tren primario)

Igualmente al caso anterior, para este caso se seleccionó una de las columnas

pertenecientes al tren secundario (112-E) para operar como despropanizadora;, su

corriente de tope se alimentó al tren primario (106-E/109-E), que funcionó

como un fraccionador propano-propileno. Las simulaciones se realizaron a las

condiciones de operación para el caso 100% Propano utilizando el algoritmo

DSTWU y se determinaron los mismos parámetros que en los dos casos anteriores.

Los resultados de estas simulaciones se representan en la tabla 4.18.

61

Se utilizaron los datos de las tablas 4.14 y 4.15 como estimados en la

simulación de los trenes de fraccionamiento utilizando el algoritmo RADFRAC para

su diseño riguroso. Las simulaciones se llevaron a cabo a relación de reflujos

variable especificando las condiciones de diseño ya expuestas en los dos casos

anteriores. El tren secundario se operó a su máxima capacidad (16977 kg/h), y la

pureza del producto de tope del fraccionador propano-propileno fue del 99,8%.

Se consideró la recuperación molar del propano del 99.2% como producto de

fondo y del propileno de 99.8% como producto de tope en el fraccionador propano-

propileno.

La despropanizadora (Columna 112-E) presentó una relación de reflujo 1.6 y las

pérdidas de propano por el fondo fueron de 702ppm. Los requerimientos de calor

fueron menores a los del diseño original: 15,11 MW vs. 22,78 MW. El factor de

inundación presente fue de 0,65 vs. 0,85 (máximo factor de inundación en plato),

lo cual indica que no se presentaran problemas de sobrecarga y la recuperación de

propileno, como producto de tope en el fraccionador es del 99,8%.

En comparación a la producción de propileno del tren de fraccionamiento

secundario operando a 100% de carga, se obtendrían 6856 kg/h vs. 6804 kg/h

(producto de tope diseño original). La recuperación de propano sin presencia de

insaturados sería de 63960 toneladas al año.

Tabla 4.18. Resultados obtenidos de la simulación del la columna 112-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno.

Variables Despropanizadora

( 112-E)

Fraccionador propano-propileno ( Tren primario)

Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 14157 Numero de platos 88 277 Plato de alimentación 36 171 Flujo de destilado (kg/hr) 14157 6855 Composición molar del tope (en propileno) 0,484 0,998 Composición molar del tope (en propano) 0,513 0,001 Flujo de fondo (kg/hr) 2820 7301 Composición molar del fondo (en propano) 0,0007 0,992 Temperatura del tope (° C) 49,5 46 Temperatura del fondo (° C) 122 57,6 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 122 57,6 Presión del tope ( bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 22651 145557 Relación molar de reflujo (Lo/D) 1,6 21,2 Calor requerido por los rehervidores (MW) 2,85 12,26

62

4.4.4. Despropanizadora (Tren primario)/ Fraccionador Propano-propileno

(Tren secundario)

También se evaluó la posibilidad de utilizar el tren primario (106-E/109-E) como

despropanizadora, utilizando su máxima capacidad de alimentación, y el tren

secundario fraccionador (111-E/112-E), como fraccionador propano-propileno.

Las simulaciones se realizaron a las condiciones de operación para el caso 100%

Propano utilizando el algoritmo DSTWU y se determinaron los mismos parámetros

que en los dos caso anteriores. Los resultados de estas simulaciones se representan

en la tabla 4.19.

En la tabla se muestran las variables consideradas al realizar la validación en

estado estacionario utilizando el tren primario como despropanizadora y el tren

secundario como fraccionador propano-propileno. Se consideró la recuperación

molar del propano del 99.2% como producto de fondo y del propileno de 99.8%

como producto de tope en el fraccionador propano-propileno. Las pérdidas de

propano en el fondo de la despropanizadora fueron de 687ppm. Los requerimientos

de calor fueron superiores al del diseño original: 60,91 MW vs. 22,78 MW (diseño

original). La recuperación de propileno como producto de tope en el fraccionador

fue del 99,7%.

Tabla 4.19. Resultados obtenidos de la simulación del tren primario (106-E/109-E)

como despropanizadora y el tren secundario (111-E/112-E) como fraccionador

propano-propileno.

Variables Despropanizadora ( 106-E/109-E)

Fraccionador propano-propileno ( Tren secundario)

Flujo de alimentación (kg/hr) 25466 21169 Numero de platos 277 198 Plato de alimentación 99 129 Flujo de destilado (kg/hr) 21169 10301 Composición molar del tope (en propileno) 0,497 0,997 Composición molar del tope (en propano) 0,503 0,003 Flujo de fondo (kg/hr) 4298 10868 Composición molar del fondo (en propano) 0,00069 0,999 Temperatura del tope (° C) 49,4 46,1 Temperatura del fondo (° C) 122 61,2 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 123,4 61,2 Presión del tope (bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 465722 276051 Relación molar de reflujo (Lo/D) 22 26,8 Calor requerido por los rehervidores (MW) 37,85 23,06

63

En comparación a la producción de propileno del tren de fraccionamiento

primario a máxima capacidad, se obtendrían 10301 kg/h vs. 10207 kg/h (producto

de tope diseño original). La recuperación de propano sin presencia de insaturados

enviado a hornos sería de 95210 toneladas al año.

La despropanizadora presentó una relación de reflujo de 22. En la figura 4.24 se

muestra el factor de inundación a lo largo de la columna, el cual oscila entre 1.05 y

1.45 vs. 0,85 (máximo factor de inundación en plato). Entre los platos 2 al 200 el

factor de inundación se mantuvo entre 1.35 y 1.45. Después del plato 201 hasta el

260 desciende de 1.45 a 1.1. La alta carga de líquido presente en el tren indica

indicio de inundación y sobrecarga de la despropanizadora.

Figura 4.24. Perfil Hidráulico de la despropanizadora. Tren primario (106-E/109-

E). Caso 100% Propano.

4.4.5. Despropanizadora (Columna 106-E ó 109-E)/ Fraccionador Propano-

propileno (Tren secundario)

Similarmente, en esta alternativa se consideró una de las columnas del tren

primario como despropanizadora y su corriente de tope se alimentó al tren

secundario (111-E/112-E), el cual funcionó como fraccionador propano-propileno.

Las simulaciones se realizaron a las condiciones de operación para el caso 100%

Propano y se determinaron la relación de reflujo mínimo, el número mínimo de

etapas, temperatura de los productos de tope y fondo y los calores suministrados a

los rehervidores y retirados en los condensadores. Los resultados de estas

simulaciones se representan en la tabla 4.20 y se evaluó de forma similar que en

los casos anteriores la geometría de los platos, la recuperación molar del propano

64

del 99.2% como producto de fondo y del propileno de 99.7% como producto de

tope en el fraccionador propano-propileno. Utilizando bien sea la columna 106-E ó

109-E como despropanizadora, y el tren secundario (111-E/112-E) como

fraccionador propano-propileno (Ver tablas 4.20 y 4.21), tanto para la columna

106-E como para la 109-E, cuando se maneja un flujo de alimentación superior a la

máxima capacidad del tren secundario, se presenta igualmente un comportamiento

similar al tren de fraccionamiento primario. Los altos requerimiento de reflujo

muestran un alto indicio de inundación y sobrecarga en la despropanizadora. Las

pérdidas de propano en el fondo de la despropanizadora fueron de 687 ppm.

Asimismo los requerimientos de calor fueron superiores al diseño original: 61,6 MW

vs. 22,8 MW (diseño original).

Al operar el tren primario ó una de sus columnas a sus condiciones máximas de

capacidad como despropanizadora, no es factible técnicamente la estabilidad de las

columnas debido al alto indicio de sobrecarga. La única alternativa sería utilizar un

flujo de alimentación menor a la máxima capacidad del tren primario y estudiar

nuevamente su desempeño.

Tabla 4.20. Resultados obtenidos de la simulación de la columna (106-E) como

despropanizadora y el tren secundario (111-E/112-E) como fraccionador propano-

propileno.

Variables Despropanizadora

( 106-E)

Fraccionador propano-propileno ( Tren secundario)

Flujo de alimentación (kg/hr) 25466 21170 Numero de platos 124 200 Plato de alimentación 35 146 Flujo de destilado (kg/hr) 21169 10301 Composición molar del tope (en propileno) 0,485 0,997 Composición molar del tope (en propano) 0,514 0,003 Flujo de fondo (kg/hr) 4297 10869 Composición molar del fondo (en propano) 0,000687 0,999 Temperatura del tope (° C) 49,4 46,1 Temperatura del fondo (° C) 122 61,2 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 123,4 61,2 Presión del tope (bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 465726 276051 Relación molar de reflujo (Lo/D) 22 26,8 Calor requerido por los rehervidores (MW) 37,85 23,06

65

Tabla 4.21. Resultados obtenidos de la simulación de la columna (109-E) como

despropanizadora y el tren secundario (111-E/112-E) como fraccionador propano-

propileno.

Variables Despropanizadora

( 109-E)

Fraccionador propano-propileno ( Tren secundario)

Flujo de alimentación (kg/hr) 25466 21170 Numero de platos 153 200 Plato de alimentación 69 146 Flujo de Destilado (kg/hr) 21170 10268 Composición molar del tope (en propileno) 0,497 0,997 Composición molar del tope (en propano) 0,503 0,002 Flujo de Fondo (kg/hr) 4297 10902 Composición molar del fondo (en propano) 0,0007 0,997 Temperatura del tope (° C) 49,4 46,1 Temperatura del fondo (° C) 122 61,1 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 123,4 61,1 Presión del tope (bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 465722 275177 Relación molar de reflujo (Lo/D) 22 26,8 Calor requerido por los rehervidores (MW) 37,85 23,06

4.5. Uso de vapor de baja presión en los rehervidores del sistema de

fraccionamiento propano-propileno

A partir de los datos disponibles en los trenes de fraccionamiento y mediante los

balances de masa y energía en las diferentes secciones de la columna y en el

rehervidor, se especificaron las composiciones y temperaturas de cada una de las

corrientes que entran y salen del rehervidor, el calor que debe ser suministrado a la

columna, el porcentaje de vaporización y la presión de operación del rehervidor,

utilizando el algoritmo Heatx de Aspen Plus®. Se determinaron las propiedades

físicas de mezcla que se requieren para el cálculo de los coeficientes de

transferencia de calor y la caída de presión en el equipo.

El fluido de calentamiento fue seleccionado fundamentalmente considerando la

temperatura de saturación (punto burbuja) del sistema, las propiedades

termofísicas, toxicidad, corrosión, disponibilidad, costo, etc., entre otras. Los

calores específicos y los calores latentes de vaporización elevados permiten reducir

el flujo de fluido caliente necesario para proporcionar el calor requerido, por tal

razón se seleccionaron como medios de calentamiento vapor de media y baja

presión. Estos medios de calentamiento también son de fácil obtención,

66

relativamente económicos y con elevadas conductividades (condensado) que

originan altos coeficientes de película y elevados calores de condensación [4].

4.5.1. Diseño original de los trenes de fraccionamiento propano-propileno

Para evaluar el desempeño del medio calentamiento en los trenes den

fraccionamiento se seleccionó el caso crítico de operación (Caso 100% Propano),

reemplazando el agua de proceso por vapor de baja (LP); se mantuvieron las

mismas especificaciones de diseño de los trenes y reflujos, el calor requerido en los

rehervidores y la recuperación de propileno en el producto de tope similar al diseño.

Se estimo el flujo de vapor y los costos asociados al mismo. En la tabla 4.22 se

muestran los resultados obtenidos de la validación según diseño, donde se

consideró tanto para el tren de fraccionamiento primario como para el secundario

su máxima capacidad de operación, el plato óptimo de alimentación, los flujos de

los productos de destilado y fondo, y la misma recuperación de propileno como

producto de tope.

Tabla 4.22. Resultados obtenidos de la simulación del tren primario y del tren

secundario utilizando vapor de baja presión como medio de calentamiento en los

rehervidores.

Caso crítico 100% propano

Variables Primer tren de

fraccionamiento (106-E/109-E)

Segundo tren de fraccionamiento (111-E/112-E)

Flujo de alimentación (kg/hr) 25466 16977 Plato de alimentación 204 146 Flujo de destilado (kg/hr) 10207 6804 Composición molar del tope (en propileno) 0,9985 0,9985 Flujo de fondo (kg/hr) 15259 10173 Composición molar del fondo (en propileno) 0,0076 0,0076 Temperatura del tope (° C) 46 46 Temperatura del fondo (° C) 67 67 Temperatura de salida del rehervidor (°C) 70,7 69,6 Presión del tope ( bar) 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 273982 182655

Indicaciones de vapor requerido lado tubo

Tipo de vapor Vapor LP

(Saturado) Vapor LP

(Saturado) T (° C) 128,7 128,7 P(bar) 2,75 2,75 Flujo de vapor mínimo requerido (kg/h) 24366 19035 Costo($/h) 161 126 Costo ($/Anuales) 1,41 millones 1,102 millones Costo total ($/Anuales) 2,51 millones

Considerando ensuciamiento en el lado de los tubos de 0,000325sqmK/Watt.

67

Los resultados indican que al utilizar LP se obtiene la misma recuperación de

propileno en el producto de tope que la obtenida por diseño, con pérdidas de

propileno en el fondo menores al 1%.

Utilizando este medio de calentamiento en lugar de agua de proceso, los costos

asociados al vapor abarcarían un total de $2,51 millones. El uso de este vapor

evitaría los problemas asociados al ensuciamiento en el lado de los tubos de los

rehervidores, siendo el coeficiente de ensuciamiento inferior al obtenido por el agua

de proceso, generando menores gastos en limpieza de equipos y menores pérdidas

de propileno en el fondo, las cuales actualmente varían de un 15 a 20% y generan

pérdidas estimadas de 12700 TM/A de propileno equivalente a $8millones anuales [28].

4.5.2. Modificaciones efectuadas al diseño original a los trenes de

fraccionamiento propano-propileno

Se seleccionó el caso crítico de operación (Caso 100% Propano), y se realizó el

cambio de medio de calentamiento de agua de proceso a vapor de baja y media

presión (LP y MP) para el fraccionador propano-propileno y la despropanizadora;

respectivamente. Se mantuvieron las mismas especificaciones de diseño: flujo y

composición de alimentación, platos óptimos de alimentación, reflujo de los trenes,

presión y temperaturas de los productos de tope y fondo, calor asociado a los

condensadores y rehervidores y la recuperación de propileno en el producto de

tope. Se estimo el flujo de vapor y los costos asociados al mismo.

Inicialmente en las simulaciones de este sistema se utilizó vapor de baja presión

tanto para la despropanizadora como para el fraccionador propano-propileno, pero

debido a que al utilizar vapor de baja presión en la despropanizadora no se podían

alcanzar los requerimientos necesarios de calor en el fondo del fraccionador y a la

elevada caída de presión en el lado de los tubos se decidió evaluar para la

despropanizadora vapor de media presión (MP) y para el fraccionador propano-

propileno vapor de baja presión(LP).

En la Tabla 4.23 se muestran los resultados obtenidos de la simulación de la

modificación realizada al diseño original, al utilizar la despropanizadora como tren

secundario (111-E/112-E) y el tren primario como fraccionador propano-

propileno (106-E/109-E), el plato óptimo de alimentación, los flujos de destilado y

fondo y la recuperación de propileno como producto de tope en el fraccionador

propano-propileno. Las simulaciones indican que al utilizar MP y LP como medio de

calentamiento en los rehervidores pertenecientes a la despropanizadora y el

fraccionador propano-propileno se obtiene la misma recuperación de propileno en el

producto de tope del fraccionador propano-propileno que la obtenida por diseño,

con pérdidas de propileno en el producto de fondo menores al 1% y las condiciones

68

de operación en cuanto a reflujo y los requerimientos de calor suministrados a los

rehervidores y retirados en los condensadores son similares a los de diseño.

Tabla 4.23. Resultados obtenidos de la simulación del tren secundario

(111-E/112-E) como despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como

fraccionador propano-propileno utilizando vapor de media y baja presión como

medio de calentamiento en los rehervidores.

Variables Despropanizadora ( Tren secundario)

Fraccionador propano-propileno

( Tren primario) Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 14401 Plato de alimentación 37 171 Flujo de destilado (kg/hr) 14401 6855 Composición molar del tope (en propileno) 0,489 0,998 Composición molar del tope (en propano) 0,494 0,002 Temperatura del tope (° C) 50 46 Temperatura del fondo (° C) 126,3 57,6 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 126 57,6 Líquido reflujo (kg/hr) 23041 145557 Calor requerido por los rehervidores (MW) 2,8 12,3

Indicaciones de vapor requerido lado tubo Tipo de vapor Vapor MP (Saturado) Vapor LP (Saturado) T (° C) 173,4 128,7 P(bar) 8,83 2,75 Flujo de vapor mínimo requerido (kg/h) 3603 16213 Costo($/h) 32,65 107,24 Costo ($/Anuales) 285990 939384 Costo total ($/Anuales) 1,225 millones

Considerando ensuciamiento en el lado de los tubos de 0,000325sqmK/Watt.

En las tablas 4.24 y 4.25 se muestran los resultados obtenidos de la simulación

de la modificación utilizando la columna 111-E y la columna 112-E como

despropanizadora y el tren primario como fraccionador propano-propileno;

respectivamente, donde se considera las mismas condiciones de diseño de la

modificación realizada al diseño, el mismo plato óptimo de alimentación, los

mismos productos de destilado y fondo y la misma recuperación de propileno como

producto de tope.

69

Tabla 4.24. Resultados obtenidos de la simulación de la columna 111-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno, utilizando vapor de media y baja presión como medio de calentamiento;

respectivamente, en los rehervidores.

Variables Despropanizadora ( Columna 111-E)

Fraccionador propano-propileno

( Tren primario) Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 14156,63 Plato de alimentación 36 171 Flujo de destilado (kg/hr) 14157 6855 Composición molar del tope (en propileno) 0,484 0,998 Composición molar del tope (en propano) 0,513 0,001 Temperatura del tope (° C) 49,5 46 Temperatura del fondo (° C) 122 57,6 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 122 57,6 Líquido reflujo (kg/hr) 22651 145557 Calor requerido por los rehervidores (MW) 2,8 12,3

Indicaciones de vapor requerido lado tubo Tipo de vapor Vapor MP (Saturado) Vapor LP (Saturado) T (° C) 173,4 128,7 P(bar) 8,83 2,75 Flujo de vapor mínimo requerido (kg/h) 3603 16213 Costo($/h) 32,65 107,24 Costo ($/Anuales) 285990 939384 Costo total ($/Anuales) 1,225 millones

Considerando ensuciamiento lado tubo de 0,000325sqmK/Watt.

70

Tabla 4.25. Resultados obtenidos de la simulación de la columna 112-E como

despropanizadora y el tren primario (106-E/109-E) como fraccionador propano-

propileno, utilizando vapor de media (MP) y baja presión(LP) como medio de

calentamiento en los rehervidores.

Variables Despropanizadora ( Columna 112-E)

Fraccionador propano-propileno

( Tren primario) Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 14157 Plato de alimentación 36 171 Flujo de destilado (kg/hr) 14157 6861 Composición molar del tope (en propileno) 0,484 0,998 Composición molar del tope (en propano) 0,513 0,001 Temperatura del tope (° C) 49,5 46 Temperatura del fondo (° C) 122 57,6 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 122 57,6 Líquido reflujo (kg/hr) 22651 150503 Calor requerido por los rehervidores (MW) 2,8 12,7

Indicaciones de vapor requerido lado tubo

Tipo de vapor Vapor MP

( Saturado) Vapor LP

( Saturado) T (° C) 173,4 128,7 P(bar) 8,83 2,75 Flujo de vapor mínimo requerido (kg/h) 3603 16213 Costo($/h) 32,65 107,24 Costo ($/Anuales) 285990 939384 Costo total ($/Anuales) 1,225 millones

Considerando ensuciamiento en el lado de los tubos de 0,000325sqmK/Watt.

Los resultados en estas tablas indican flujos de vapor similares tanto para el

tren secundario o con algunas de sus columnas operando como despropanizadora;

los cuales abarcarían un costo de $1,225 millones. Además de la alta recuperación

de propileno y de propano como productos de tope y fondo respectivamente, el uso

de este vapor en esta modificación al arreglo original reduciría los problemas de

ensuciamiento en el lado de los tubos de los rehervidores, generando menores

gastos asociados a limpieza de equipos y menores pérdidas de propileno en el

fondo de las columnas.

Adicionalmente se disminuiría el número de pasos por los tubos de 4 a 2. El

rehervidor tendría mayor flexibilidad conllevando a un mejor funcionamiento de las

columnas. Se requiere menor área de contacto debido a que el rehervidor quedaría

sobredimensionado lo cual es favorable en el caso de que se presenten mayores

flujos de alimentación. Estos resultados indican que al utilizar MP y LP en la

71

despropanizadora y en el fraccionador propano-propileno, respectivamente, se

obtiene la misma recuperación de propileno en el producto de tope que según

diseño, con pérdidas de propileno en el producto de fondo del fraccionador

propano-propileno menores al 1% y las mismas condiciones de diseño en cuanto a

reflujo y los calores suministrados a los rehervidores y retirados al condensador.

CAPITULO V: CONCLUSIONES

73

CAPITULO V

Conclusiones

− Se evaluó la relación de composición de líquido y vapor para los

componentes propano y propileno, para los tres casos de alimentación a los

hornos de pirolisis. Para el primer tren de fraccionamiento (106-E/109E) el plato

seleccionado como plato de alimentación fue el 204. Para el segundo tren de

fraccionamiento (111-E/112-E), fue el plato 146.

− A partir de la evaluación hidráulica del tren de fraccionamiento primario, se

observó que la eficiencia del plato varío de 94 a 95%. Adicionalmente se evaluó la

eficiencia de los componentes claves (propano y propileno), la cual se encontró en

un intervalo de 75 a 98%.

− El análisis hidráulico indicó que la columna se encuentra entre el flujo

termodinámico ideal y el flujo hidráulico máximo. También se determinó que el

factor de inundación en el tren primario se encuentra por debajo del máximo por

diseño. De la evaluación realizada a los platos multibajantes pertenecientes al

tren de fraccionamiento primario, no se presentó sobrecarga ni indicio de

lloriqueo en los platos, y la probabilidad de formación de espuma fue moderada.

− Con la modificación del arreglo original utilizando el tren secundario como

despropanizadora y el tren primario como fraccionador de propano, la unidad de

separación propano-propileno operaría bajo condiciones similares al diseño

original:

1. No hay indicios de lloriqueo o sobrecarga en los platos.

2. Los requerimientos de calor del sistema son menores al diseño original

(17,5 MW vs. 22,78 MW (diseño original).

3. La recuperación de propileno como producto de tope en el fraccionador

es cercana al 99%.

− Si el tren primario o una de sus columnas se utiliza como despropanizadora

y el tren secundario como separador propano-propileno, se encontrarían

problemas de sobrecarga y los requerimientos de calor serían superiores, por lo

cual no es factible técnicamente esta modificación del diseño original.

− Los costos asociados al uso de vapor de baja presión en el diseño original de

la unidad de separación propano-propileno abarcarían un total de $ 2,51 millones,

y evitarían los problemas asociados a ensuciamiento en el lado de los tubos de los

74

rehervidores, generando menores gastos en limpieza de equipos y menores

pérdidas de propileno en el producto de fondo.

− El uso de vapor en las modificaciones realizadas al diseño, los

requerimientos de calor fueron superiores al diseño original, por tal razón fue

necesario el uso de vapor de baja y media presión.

− Los flujos de vapor son similares, tanto para el tren secundario o algunas de

sus columnas operando como despropanizadora; los cuales abarcarían un costo

de $1,23 millones.

CAPITULO VI: RECOMENDACIONES

76

CAPITULO VI

Recomendaciones 1. Mantener las condiciones de operación de las columnas de acuerdo a lo

especificado por diseño en cuanto a capacidad, requerimientos de calor y

relaciones de reflujo.

2. Se recomienda efectuar limpieza periódica de los rehervidores y condensadores

de los fraccionadores propano-propileno por presentar indicio de ensuciamiento

en el lado de los tubos si se sigue operando con agua de proceso como medio

de calentamiento.

3. Determinar la distribución de flujo real de agua de proceso en los rehervidores

de calor de acuerdo al diseño mecánico de los mismos, ya que la investigación

se basó en que el agua de proceso se distribuía equitativamente en los tres

rehervidores asociados a la unidad de separación propano-propileno.

4. Determinar el perfil hidráulico y la eficiencia de los platos perforados

correspondientes al tren secundario.

5. Efectuar la evaluación de la modificación del diseño utilizando el tren primario

como despropanizadora, especificando una alimentación menor a su máxima

capacidad por diseño.

CAPITULO VII: BIBLIOGRAFÍA

CAPITULO VII

Bibliografía

1. Alsop, N. y Ferrer, J. (2004). What Dynamic Simulation brings to a Process

Control Engineer: Applied Case Study to a Propylene/Propane Splitter. Aspen

Tech. p.1-6.

2. Arrieta, J. (2004). Simulación Dinámica de una Torre Propano-propileno de

una Planta de Olefinas. Trabajo especial de Grado. Facultad de Ingeniería.

Universidad del Zulia. Maracaibo, Venezuela.

3. Aspen Technology (2001). Aspen Plus® 11.1. Documentation. California,

USA.

4. Crespo, J.; Da Silva, A. y Suarez, R. (2002). Selección y diseño térmico

para columnas de destilación. Facultad de Ingeniería Química. Universidad

Simón Bolívar. Caracas, Venezuela. pp. 1-11.

5. Curso de Entrenamiento Process, Simsci Simulation Sciences INC. 1987.

6. Davalillo, J. (2001). Estudio dinámico del proceso de separación propano-

propileno de una planta productora de Olefinas. Trabajo especial de Grado.

Facultad de Ingeniería. Universidad del Zulia. Maracaibo, Venezuela.

7. Delgado, J. (1999). Evaluación de las condiciones de operación de las

columnas fraccionadoras propano-propileno de la Planta Olefinas I del

Complejo Petroquímico El Tablazo en el Estado Zulia. Informe de Pasantías.

Facultad de Ingeniería. Universidad de los Andes. Mérida, Venezuela.

8. EXXON Research and Engineering Company (1990). EXXON Design

Practices. New Jersey. USA.

9. Billet, R. (1979). Distillation Engineering. Traducido por: Wulfinghoff, M.

Chemical Publishing Co. New York. USA.

10. Faro, M. , Song, T., Pinto, J. Otimazaςão econômica da operação de uma

torre C3 (1998). Ponencia en: Simpósio de iniciação científica da

Universidade de São Paulo. São Paulo, Brasil. Vol. 2, pp.457.

11. Hanson, D. y Hartman, E. (1999) Gas plant revamps for higher capacity

and efficiency. Ponencia presentada en: Stone & Webster Annual Refining

Seminar. Dallas-Texas, USA. pp. 69-75.

12. Hengstebeck, .R.J. Krieger, Robert E. (1976). Distillation. Principles and

Design Procedures. Publishing Company, Huntington, N.Y.

13. Hsi-Jen, Ch. y Yeh-Chin, L (2001). Case Studies on Optimum Reflux Ratio

of Distillation Towers in Petroleum Refining Processes. Tamkang Journal of

Science and Engineering. Tamsui, Taiwán. Vol. 4, No. 2, pp. 105-110.

79

14. Kister, Henry Z (1992). Destillation Design, Mc. Graw Hill, N.Y.

15. Manual de Operación. Área Fraccionamiento. Planta Olefinas I (2003).

Adiestramiento de trabajo. El Tablazo, Venezuela.

16. Manual de Diseño. Torres de Fraccionamiento. Introducción. PDVSA (1996).

N° de código MDP–04–CF–01.pp 1-6.

17. Manual de Diseño. Torres de Fraccionamiento. Principios básicos. PDVSA

(1996). N° de código MDP–04–CF–02.pp 2-11.

18. Manual de Diseño. Torres de Fraccionamiento. Metodología general de

cálculo. PDVSA (1996). N° de código MDP–04–CF–03.pp 1-22.

19. Manual de Diseño. Torres de Fraccionamiento. Selección tipo de plato.

PDVSA (1996). N° de código MDP–04–CF–04.pp 1-23.

20. Manual de Diseño. Torres de Fraccionamiento. Eficiencia del plato. PDVSA

(1996). N° de código MDP–04–CF–14. pp1-59.

21. Manual de Diseño. Torres de Fraccionamiento. Modelaje

riguroso/Generación Balance de Energía y masa. PDVSA (1996). N° de

código MDP–04–CF–04. Manual de Aspen Plus® 11.1. Unit Operation Models.

(2001). pp. 41-141

22. Manual del Ingeniero Químico, John H. Perry. Mc. Graw Hill, Book Company,

N.Y. (1967).

23. Migliore, C. (1996). Evaluación de la capacidad separadora propano-

propileno. Intevep PDVSA. Los Teques, Venezuela.

24. Migliore, C. (1997). Revisión del diseño de la separadora propano-

propileno. Intevep PDVSA. Los Teques, Venezuela.

25. Panagiotis, S. (1995). Distillation Unit Models and Sensitivity Analysis in

Optimization. Trabajo de Tesis Doctoral. McMaster University. Ontario,

Canada. Pp.1- 203.

26. Pedraja, E. (2004). Evaluación de las Torres Fraccionadoras 111-E / 112-

E. Archivo IPO. Pequiven. Complejo Petroquímico El Tablazo. El Tablazo,

Venezuela.

27. Romero, K. (2005). Evaluación de los fraccionadores propano-propileno de

la Planta Olefinas I. Archivo IPO. Pequiven. Complejo Petroquímico El

Tablazo. El Tablazo, Venezuela.

28. Seider, S., Seader, J. y Lewin, D. (1999). Process Design Principles.

Synthesis, Analysis and Evaluation. John Wiley and Sons, Inc. New York.

80

CAPITULO VIII: APÉNDICE

Capitulo VIII

Apéndice

8.1. Elaboración de la Interfaz en Excel® para la evaluación de los platos

multibajantes (MD) del primer tren de fraccionamiento (106-E/109-E).

Los cálculos para la evaluación hidráulica se basaron en literatura bien

establecida de los platos multibajantes. Para comparar los cálculos efectuados a

partir del simulador Aspen Plus®, se realizó una interfaz con la herramienta Excel®.

Se evaluó el flujo máximo permisible de líquido y la formación de espuma en los

platos para 5 bajantes [8, 9].

La apreciación del sistema MD se realizó de la siguiente manera:

Se especifico el diámetro del plato (dS [mm]) y el número de canales de

descenso (nd).

De la figura 8.1 (A) se leyó el flujo máximo permisible de líquido en los canales

de descenso L+.

82

Figura 8.1. A. Vapor reducido vs. Carga de líquido a n bajantes/ B. Vapor reducido

vs. Carga de líquido a diferentes espaciamientos de platos.

A partir de los valores obtenidos de la simulación se especificó la densidad

de líquido y de vapor para cada plato.

Se calculo el flujo de vapor reducido en operación como:

5.0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=GL

GGR VV

ρρρ

Se compararon los flujos leídos máximos con los de diseño, cuando este

valor sobrepase a 1 es probable la sobrecarga en el plato.

Se determinó la formación de espuma en el plato a partir de la Figura 8.2.

83

Figura 8.2. Factor de espaciamiento del plato.

Todos los cálculos estuvieron levemente sobrediseñados, para no tener el

riesgo de sobrecargar el plato. Los parámetros hidráulicos y límites de

operación se calcularon teniendo en cuenta el área activa (área total – área

de canales de descenso) y la altura del rebosadero, ya que ésta determinará

prácticamente la altura de líquido claro en el plato, debido a las bajas cargas

de líquido manejadas en los canales de descenso de estos tipos de plato, sin

que esto signifique que el plato global maneja bajas cargas de líquido [8, 9].

A continuación se muestra un pantallazo de la interfaz (Figura 8.3) en donde

aparecen en cada una de las etapas del tren la indicación de carga en el plato y

la posibilidad de formación de espuma. Asimismo se observa el perfil de flujo de

vapor permisible vs. el flujo de vapor operacional, así como el factor de

inundación y la caída de presión a lo largo del tren de fraccionamiento.

84

Figura 8.3. Pantallazo de la interfaz realizada en Excel para determinar el perfil

hidráulico del tren de fraccionamiento primario.

CAPITULO IX: ANEXOS

86

CAPITULO IX

Anexos

Esta sección del trabajo contiene las condiciones de diseño utilizadas para la

simulación estacionaria del proceso realizada en Aspen Plus® y la geometría de

todos los equipos estudiados. Estos datos fueron tomados de los manuales de

operación de la Planta Olefinas I y de la hoja de especificaciones de los equipos.

A continuación se muestran las condiciones por diseño del primer y segundo tren de

fraccionamiento respectivamente:

Anexo 1. Condiciones por diseño de las columnas 106-E/109-E.

Caso 100% Propano Caso mezcla Caso típico Variables

Flujo de alimentación (kg/hr) 25466 11620 17357 Flujo de destilado (kg/hr) 10207 4749 6971 Composición molar del tope (en propileno) 0,9985 0,9972 0,997 Flujo de Fondo (kg/hr) 15259 6871 10385 Composición molar del fondo (en propileno) 0,0076 0,0088 0,0087 Temperatura del tope (° C) 46 46 45,6 Temperatura del fondo (° C) 67 85,6 71,7 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 70,7 85 73 Presión del tope (bar) 18,9 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 273982 99383 170579 Relación molar de reflujo (Lo/D) 26,8 20,9 24,5 Agua requerida por los rehervidores (kg/hr) 450000 314791 341444

87

Anexo 2. Condiciones por diseño de las columnas 111-E/112-E.

Balances de Masa y Energía

En esta sección se presentan los balances de masa y energía de las corrientes de

alimentación, destilado y fondo de los casos de diseño.

Caso diseño.

1.- Alimentación.

En el Anexo 3 se indican las condiciones de diseño para los casos 100% Propano y

Mezcla, para las columnas 106-E/109-E pertenecientes al tren de fraccionamiento

primario, asimismo en los anexos 4 y 5 se muestran las composiciones de cada uno de

los componentes presentes en la corriente de alimentación para ambos casos de

alimentación.

Caso 100%

Propano Caso mezcla Caso típico

Variables Flujo de alimentación (kg/hr) 16977 11620 11572 Plato de alimentación 146 146 146 Flujo de destilado (kg/hr) 6804 4748 4649 Composición molar del tope (en propileno) 0,9985 0,9972 0,997 Flujo de Fondo (kg/hr) 10173 6872 6923 Composición molar del fondo (en propileno) 0,0076 0,0088 0,0087 Temperatura del tope (° C) 46 46 45,4 Temperatura del fondo (° C) 67 84 71,7 Temperatura de salida del rehervidor (° C) 69,6 85 73 Presión del tope (bar) 18,9 18,9 18,9 Líquido reflujo (kg/hr) 182655 99383 113719 Relación molar de reflujo(Lo/D) 26,8 20,9 24,4 Agua requerida por los rehervidores (kg/hr) 378828 269094 206667

88

Anexo 3. Condiciones por diseño de la corriente de alimentación.

Condiciones Caso 100% Propano

Caso Mezcla (Mezcla etano-propano)

Temperatura (º C) 62.2 69.7

Presión (barg) 21.3 22.3

Flujo másico (kg/h) 25466 11561

Flujo molar (mol/h) 562.9 241.7

Anexo 4. Caso 100% Propano. Composiciones molares y másicas de la corriente de

alimentación.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0.03 0.2 0.05 5

2. C3H4 0.52 2.9 0.46 117

3. C3H6 43.40 44.3 40.37 10280

4. C3H8 43.88 47 42.77 10891

5.Butadieno 2.70 15.2 3.23 823

6.Butileno 5.77 32.5 7.16 1823

7.Butano 0.99 5.6 1.27 323

8. Pentenos 0.42 2.4 0.66 167

9. Pentano 0.23 1.3 0.37 94

10.Hexano 0.17 0.9 0.31 78

11.Benceno 1.69 9.5 2.91 742

12.Heptano 0.13 0.7 0.28 71

13.Octano 0.02 0.1 0.05 13

14. Nonano 0.01 0.1 0.03 8

15. Decano 0.04 0.2 0.12 30

89

Anexo 5. Caso Mezcla. Composiciones molares y másicas de la corriente de

alimentación.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0.03 0.007 0.017 2

2. C3H4 0.92 0.222 0.770 89

3. C3H6 47.05 11.372 41.389 4785

4. C3H8 25.79 6.233 23.770 2748

5.Butadieno 6.93 1.675 7.837 906

6.Butileno 9.41 2.274 11.037 1276

7.Butano 2.54 0.614 3.088 357

8. Pentenos 0.93 0.225 1.367 158

9. Pentano 0.50 0.121 0.753 87

10.Hexano 0.39 0.094 0.675 78

11.Benceno 4.44 1.073 7.249 838

12.Heptano 0.52 0.126 1.047 121

13.Octano 0.15 0.036 0.346 40

14. Nonano 0.13 0.031 0.329 38

15. Decano 0.12 0.029 0.329 38

2.- Fondo.

En los anexos 6 y 7, se muestran las condiciones por diseño y las composiciones

de cada uno de los componentes para el primer y segundo tren de fraccionamiento,

respectivamente. En los anexos 8 y 9 se muestran las composiciones molares para

el primer tren de fraccionamiento, para los Casos 100% Propano y Mezcla,

respectivamente. En el anexo 10 se muestran las composiciones para el Caso 100%

Propano en el segundo tren de fraccionamiento.

90

Anexo 6. Condiciones de diseño de la corriente de fondo del primer tren de

fraccionamiento.

Condiciones Caso 100% Propano Caso Mezcla

(Mezcla etano-propano)

Temperatura (º C) 67 -

Presión (barg) 19 -

Flujo másico (kg/h) 280204 102291

Flujo molar (mol/h) 6565.5 2409.1

Anexo 7. Condiciones de diseño de la corriente de fondo del segundo tren de

fraccionamiento.

Condiciones Caso 100% Propano Caso Mezcla (Mezcla etano-propano)

Temperatura (ºC) 67 84

Presión (barg) 19 19

Flujo másico (kg/h) 186803 -

Flujo molar (mol/h) 4377 -

Anexo 8. Composiciones molares y másicas de la corriente de fondo del primer

tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h) 1. C2H6 0 0.1 0 4

2. C3H4 6.09 400 5.72 16028

3. C3H6 58.17 3819.2 57.36 160715

4. C3H8 35.73 2346.1 36.92 103457

Anexo 9. Composiciones molares y másicas de la corriente de fondo del primer

tren de fraccionamiento. Caso Mezcla.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0 - - 3

2. C3H4 1.85 - - 1788

3. C3H6 77.48 - - 78546

4. C3H8 20.66 - - 21953

91

Anexo 10. Composiciones molares y másicas de la corriente de fondo del segundo

tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0 0.1 0 3

2. C3H4 6.09 266.7 5.72 10685

3. C3H6 58.17 2707.3 57.36 107143

4. C3H8 35.73 1564.5 36.92 68972

3.- Destilado.

A partir de los anexos 11 y 12, se muestran las condiciones de diseño y las

composiciones de cada uno de los componentes según los casos de operación

100% Propano y Mezcla, para la corriente de destilado del primer y segundo tren

de fraccionamiento, respectivamente. En los anexos 13 y 14 se muestran las

composiciones molares para el primer tren de fraccionamiento, para los Casos

100% Propano y Mezcla; respectivamente. En el anexo 15 se muestra las

composiciones para el Caso 100% Propano en el segundo tren de fraccionamiento.

Anexo 11. Condiciones de diseño de la corriente de destilado del primer tren de

fraccionamiento.

Condiciones Caso 100% Propano Caso Mezcla (Mezcla etano-propano)

Temperatura (º C) 46 46

Presión (barg) 19 19

Flujo másico (kg/h) 284189 104132

Flujo molar (mol/h) 6754 2474.8

92

Anexo 12. Condiciones de diseño de la corriente de destilado del segundo tren de

fraccionamiento.

Condiciones Caso 100% Propano Caso Mezcla (Mezcla etano-propano)

Temperatura (º C) 46 46

Presión (barg) 19 19

Flujo másico (kg/h) 186803 -

Flujo molar (mol/h) 4377 -

Anexo 13. Composiciones molares y másicas de la corriente de destilado del

primer tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0.07 4.6 0.05 138

2. C3H4 0 0 0 1

3. C3H6 99.70 6733.7 99.71 283362

4. C3H8 0.23 15.5 0.24 686

Anexo 14. Composiciones molares y másicas de la corriente de destilado del

primer tren de fraccionamiento. Caso Mezcla.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0.06 - - 44

2. C3H4 0 - - 0

3. C3H6 99.72 - - 103853

4. C3H8 0.21 - - 231

Anexo 15. Composiciones molares y másicas de la corriente de destilado del

segundo tren de fraccionamiento. Caso 100% Propano.

Componentes % molar Flujo(kgmol/h) % másico Flujo(kg/h)

1. C2H6 0 0.1 0 3

2. C3H4 6.09 266.7 5.72 10685

3. C3H6 58.17 2546.1 57.36 107143

4. C3H8 35.73 1564.1 36.92 68972

93

Anexo 16. Condiciones de operación y características de diseño de las columnas

propano-propileno.

Variables Torre 106-E Torre 109-E Torre 111-E Torre 112-E Presión de operación

20.1 bar 19.4 bar 19.7bar 19.7 bar

Presión máxima 23 bar 23 bar 23 bar 23 bar Número de platos 124 153 88 110

Altura 62.55 m 70.64 m Tipo de platos Multibajante

(5 bajantes) Multibajante (5 bajantes)

Perforados Perforados

Diámetro interno 3.724 m 3.724 m 3.505 m 3.505 m Espaciamiento entre platos

1 al 34: 0.343 m

35 al 124: 0.4067m

0.3425 m

Anexo 17. Especificaciones mecánicas del primer tren de fraccionamiento

(106-E/109-E).

Tipo de Plato Multibajante

Número de platos 277

Espaciamiento entre platos, mm 343/406

Número de bajantes por plato 5

Ancho del bajante, mm 127/152

Área activa aproximada, m2 8.99/8.63

Área aproximada del bajante, m2 1.83/2.18

Área pan receiving ,m2 0

% Área activa, % 82.5/79.3

Altura aprox. de plato, mm 70/83

Longitud aprox. de plato, mm 28.8/28.7

Espaciamiento del bajante C-C, mm 662

Diámetro de perforación, mm 4.8

Anexo 18. Características de diseño de los condensadores 143-C1A/2A/1B/2B

(Primer tren de fraccionamiento):

Características Carcaza Tubo

Presión de diseño 22.75 bar 10.34 bar

Presión hidráulica 34.8 15.8

Temperatura de diseño 65.5 65.5

Fluidos circulantes Hidrocarburo Agua

Número de pasos Flujo dividido 1

Ø=114.6mm-largo de los tubos. Superficie de calefacción: 966.5m2 c/u

94

Anexo 19. Características de diseño de los condensadores 186-C1A/2A/1B/2B

(Segundo tren de fraccionamiento):

Características Carcaza Tubo

Presión de diseño 23 bar 15.4 bar

Presión hidráulica ---- -----

Temperatura de diseño

(Max. /Min.)

343 ° C/-28 ° C 149 ° C/-28 ° C

Fluidos circulantes Propileno Agua

Número de pasos Flujo dividido 1

Ø=---------largo de los tubos. Superficie de calefacción: 668m2 c/u

Anexo 20. Características de diseño del tambor de reflujo 135-F (Primer tren de

fraccionamiento).

Características Valor de las variables

Presión de operación 18.5 bar

Presión de diseño 23.0 bar

Temperatura de operación 47° C

Temperatura de diseño 50° C

Longitud del tambor 7400mm

Máximo nivel de líquido 6000mm

Anexo 21. Características de diseño del tambor de reflujo 181-F (Segundo tren de

fraccionamiento).

Características Valor de las variables

Presión de operación 17.73 bar

Presión de diseño 23.0 bar

Temperatura de operación 47° C

Temperatura de diseño 61° C

Longitud del tambor 5900 mm

Máximo nivel de líquido 3900 mm

95

Anexo 22. Características de diseño de los rehervidores 129-CA/B/C. (Primer tren

de fraccionamiento).

Características Carcaza Tubo

Presión de diseño (bar) 22.9 10.6

Presión hidráulica (bar) 34.0 15.8

Temperatura de diseño(°C) 93.3 135

Fluidos circulantes Hidrocarburo Agua

Número de pasos Flujo dividido 4

Flujo total de entrada (Vapor) - -

Flujo total de entrada (Líquido) 895390 lb/h 1112000 lb/h

Flujo vaporizado o condensado 537234 lb/h -

Anexo 23. Características de diseño de los rehervidores 183-C A/B/C. Características Carcaza Tubo

Presión de diseño 23.5 bar 15.7bar

Presión hidráulica 34.0 bar 15.8 bar

Temperatura de diseño 343 ° C/-28 ° C 149 ° C/-28 ° C

Fluidos circulantes Hidrocarburo Agua

Número de pasos Flujo cruzado 4

Flujo total de entrada-salida

(Vapor)

0 - 207606 kg/h -

Flujo total de entrada-salida

(Líquido)

593160 kg/h-385554 kg/h 1112000 kg/h

Flujo de agua - 378828 kg/h -378828 kg/h

Anexo 24. Características mecánicas de las columnas propano-propileno del

segundo tren de fraccionamiento.

ESPECIFICACIONES MECÁNICAS Tipo de plato Perforados Número de platos 198 Diámetro de la columna 3505 mm Espaciamiento entre platos 450 mm /750 mm Clearance 0.048 m

96

Balances de masa para la sección de fraccionamiento propano-propileno

Para señalar cada una de las corrientes se les ha asignado los siguientes

números de identificación:

426: Corriente de alimentación a la columna 106-E

427: Corriente de tope de la columna 109-E

428: Corriente de recirculación de la columna 109-E

429: Corriente de fondo de la columna 106-E

430: Corriente de tope de la columna 106-E

431: Corriente de fondo de la columna 109-E

432: Corriente de alimentación a la columna 111-E

433: Corriente de tope de la columna 112-E

434: Corriente de recirculación de la columna 112-E

435: Corriente de fondo de la columna 111-E

436: Corriente de tope de la columna 111-E

437: Corriente de fondo de la columna 112-E

Anexo 25. Características del caso de alimentación Mezcla (30% Propano y 70%

Etano).

Condiciones 426 427 428 429 430 431

Presión (bar) 21.86 19.42 19.08 20.73 20.13 20.14

Temperatura (° C)

69.7 46.7 45.8 85.7 49.8 49.8

Densidad de vapor (kg/m3)

- 42.16 - - 44.34 -

Viscosidad de vapor (cp)

- 0.010 - - 0.010 -

Densidad de líquido (kg/m3)

483 - 467 497 - 459

Viscosidad de líquido(cp)

0.08 - 0.07 0.08 - 0.07

Tensión superficial (dinas/cm)

4 - 4 5 - 4

Flujo total (kg/h)

11621 104132 99383 6872 107040 102291

Flujo total (moles/h)

241.7 2474.8 2361.9 128.8 2522.0 2409.1

97

Anexo 26. Características del caso de alimentación 100% Propano. Condiciones 432 433 434 435 436 437

Presión (bar) 21.86 19.42 19.08 20.73 20.14 20.14

Temperatura (° C)

62.2 46.7 45.8 68.2 51.2 45.8

Densidad de vapor

(kg/m3)

- 42.16 - - 44.47 -

Viscosidad de vapor (cp)

- 0.010 - - 0.010 -

Densidad de líquido (kg/m3)

457 - 467 460 - 458

Viscosidad de líquido(cp)

0.07 - 0.07 0.08 - 0.07

Tensión superficial (dinas/cm)

4 - 4 4 - 4

Flujo total (kg/h)

16977 189460 182655 10173 193607 186803

Flujo total (moles/h)

375.3 4502.7 4340.9 213.5 4538.7 4377

98

Anexo 27. Balance de componentes (kg/h) para el caso de alimentación Mezcla.

Componentes Fórmula 426 427 428 429 430 431

Hidrógeno H2 - - - - - -

Monóxido de

Carbono

CO - - - - - -

Dióxido de Carbono CO2 - - - - - -

Metano CH4 - - - - - -

Acetileno C2H2 - - - - - -

Etileno C2H4 - 4 4 - - -

Etano C2H6 2 44 42 0 5 3

MADP C3H4 89 0 0 89 178 1788

Propileno C3H6 4785 103853 99117 48 83283 78546

Propano C3H8 2748 231 220 2737 21964 21953

Butadieno C4H6 906 - - 906 - -

Butileno C4H8 1276 - - 1276 - -

Butano C4H10 357 - - 357 - -

Penteno C5H10 158 - - 158 - -

Pentano C5H12 87 - - 87 - -

Hexano C6H14 78 - - 78 - -

Benceno C6H6 838 - - 838 - -

Heptano C7H16 121 - - 121 - -

Octano C8H18 40 - - 40 - -

Nonato C9H20 38 - - 38 - -

Decano C10H22 38 - - 38 - -

Undecano C11H24 27 - - 27 - -

Residuo - - - - - - -

99

Anexo 28. Balance de componentes (kg/h) para el caso de alimentación 100%

Propano.

Componentes Fórmula 432 433 434 435 436 437

Hidrógeno H2 - - - - - -

Monóxido de Carbono CO - - - - - -

Dióxido de Carbono CO2 - - - - - -

Metano CH4 - - - - - -

Acetileno C2H2 - - - - - -

Etileno C2H4 - 2 2 - - -

Etano C2H6 3 92 89 0 6 3

MADP C3H4 78 0 0 78 10685 10685

Propileno C3H6 6853 188908 182123 69 113928 107143

Propano C3H8 7261 457 441 7244 68988 68972

Butadieno C4H6 548 - - 548 - -

Butileno C4H8 1215 - - 1215 - -

Butano C4H10 215 - - 215 - -

Centeno C5H10 112 - - 112 - -

Pentano C5H12 62 - - 62 - -

Hexano C6H14 52 - - 52 - -

Benceno C6H6 495 - - 495 - -

Heptano C7H16 48 - - 48 - -

Octano C8H18 9 - - 9 - -

Nonato C9H20 6 - - 6 - -

Decano C10H22 20 - - 20 - -

Undecano C11H24 0 - - - - -

Residuo - - - - - - -

100

Figuras anexas pertenecientes a la simulación por el modelo RADFRAC del segundo tren (111-E/112-E) (Despropanizadora) y primer tren (106-E/109-E) fraccionadora propano-propileno.

101

Anexo 29. Perfil de Temperatura y Presión considerando el segundo tren de

fraccionamiento como despropanizadora.

Anexo 30. Pérdidas de Propileno y Propano en el fondo considerando el segundo

tren de fraccionamiento como despropanizadora vs. Calor requerido por el

rehervidor.

102

Anexo 31. Perfiles de composición de vapor de propano y propileno considerando

el segundo tren de fraccionamiento como despropanizadora vs. Etapas.

Anexo 32. Pérdidas de propano y propileno en el fondo de la despropanizadora vs.

Calor requerido por el rehervidor.

103

Anexo 33. Perfil de Temperatura y Presión vs. etapas en la Despropanizadora.

Anexo 34. Factor de inundación presente en cada una de las etapas de la

Despropanizadora.

104

Anexo 35. Diagrama de proceso (PFD) de la unidad de separación propano-

propileno de la Planta Olefinas I.

105

Anexo 36. Especificaciones del Bajante (106-E) ( Primer tren de fraccionamiento)

Vista del plano

Datos de diseño Número de platos 1-82

Temperatura de diseño del plato (° C)

41

Área de perforación (m2) 0.43 Material del plato Acero inoxidable

Diámetro del manhole (in)

24

Relación C/D 0.61

379 50

610mm 50 610 610 50 50 50 50 379

3658mm

385 385

Área perforada Área perforada Área perforada

Bajante Bajante

106

Tabla de dimensiones Todas las dimensiones están en milímetros (mm)

Número de plato

Tipo de

plato

Altura del

vertedero

A B C D E F G H J K L M

1 I 45 610 379 210 225 155 - 3 - 45 335 185 379 2-82

10,20,41,61 II 45 610 379 210 - - - - - 45 335 185 -

15,20,41,61 III 45 45 335 185 - SP#1 IV 45 455

TIPO I

TIPO II

TIPO III

TIPO IV

ALTURA DEL VERTEDERO

ALTURA DEL VERTEDERO

ALTURA DEL VERTEDERO

ALTURA DEL VERTEDERO

ALTURA DEL VERTEDERO

ESPACIAMIENTO DEL PLATO

107

Anexo 37. Especificaciones del Bajante (109-E) ( Primer tren de fraccionamiento).

Vista del plano

Datos de diseño Número de platos 1-79

Temperatura de diseño del plato (° C)

65

Área de perforación (m2) 0.64 Material del plato Acero inoxidable

Diámetro del manhole (in)

24

Relación C/D 0.70

524 50

925mm 50 280 925 50 50 50 50 524

3724mm

280 385

Área perforada Área perforada Área perforada

Bajante Bajante

280

108

Tabla de dimensiones

Todas las dimensiones están en milímetros (mm)

Número de plato

Tipo de

plato

Altura del vertedero

A B C D E F G H J

1 I 45 685 524 524 280 200 - 3 - 60 2-98

EXCEP 36 II 45 685 280 280 - - - - - 60

21,36,49,69 II 45 765 280 280 - - - - - 60 3-99

EXCEP 21,49,69

III 45 685 524 524 - - - - - 60

79 IV 45 1140 524 524 - - - - - 60

EJE DE SIMETRÍA

ALTURA DEL BAJANTE

ALTURA DEL BAJANTE

ALTURA DEL BAJANTE

ESPACIAMIENTO DEL PLATO

G= 10 mm DE ORIFICIOS DE DRENAJE CON IGUAL ESPACIMIENTO DE PLATOS

G= 10 mm DE ORIFICIOS DE DRENAJE CON IGUAL ESPACIMIENTO DE PLATOS

G= 10 mm DE ORIFICIOS DE DRENAJE CON IGUAL ESPACIMIENTO DE PLATOS

ELEVACIÓN

ALTURA DEL BAJANTE