Proyecto de Graduación: DIMENSIONAMIENTO DE UNA PLANTA ...
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UNIVERSIDAD DE COSTA RICA Facultad de Ingeniería Escuela de Ingeniería Química Proyecto de Graduación: DIMENSIONAMIENTO DE UNA PLANTA PILOTO DE DESTILACIÓN PARA UNA MEZCLA DE HIDROCARBUROS PROVENIENTE DE LA PIRÓLISIS DE PLÁSTICOS, REALIZADO POR LA COMPAÑÍA BALANCED ENERGY José Alejandro Oviedo Rodríguez B24948 II-Semestre, 2018 San José, Costa Rica
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UNIVERSIDAD DE COSTA RICA
Facultad de Ingeniería
Escuela de Ingeniería Química
Proyecto de Graduación:
DIMENSIONAMIENTO DE UNA PLANTA PILOTO DE
DESTILACIÓN PARA UNA MEZCLA DE HIDROCARBUROS
PROVENIENTE DE LA PIRÓLISIS DE PLÁSTICOS,
REALIZADO POR LA COMPAÑÍA BALANCED ENERGY
José Alejandro Oviedo Rodríguez
B24948
II-Semestre, 2018
San José, Costa Rica
Tesis sometida a consideración de la Escuela de Ingeniería Química como requisito final para optar al grado de Licenciatura de Ingeniería Química
Sustentante
Aprobado por
Presidente del Tribunal
Escuela de Ingeniería Química
lng. Alexander Da,.. ·s Barquero, M.Sc. Director de Tesis
Escuela de Ingeniería Química
Escuela de Ingeniería Química
lng. José Rafael Navarro Segura, M.Sc. Lector de Tesis
Escuela de Ingeniería Química
lng. Karol n G ales Villalobos, M.Sc. Lectora de Objetivos
Escuela de Ingeniería Química
Agradecimientos
Un completo agradecimiento a mi familia y mi novia por el apoyo incondicional.
También me siento muy agradecido por toda la ayuda brindada por los docentes, ingenieros y
a mis amigos de carrera que me ayudaron durante la carrera y en este proyecto final.
Padres: Josefa Rodríguez Miranda y José Alberto Oviedo Cerdas
Hermana: Jimena Oviedo Rodríguez
Novia: Fergie Moncada Ávila.
Amigos: Ing. Deiver Rodríguez y Ing. Mónica Cerdas
Profesionales de apoyo: Ing. Alexander Davis, Msc., Ing Michael Cavallini, Ing José Rafael
Navarro, Msc., Ing. Eduardo Rivera, Dr.
i
Introducción
La generación excesiva de desechos derivados del plástico, además de su poca capacidad de
reciclaje y disposición de dichos desechos, da como resultado una contaminación creciente a
nivel mundial. Según La Nación (2015) en Costa Rica se generan aproximadamente 5 700 t/d
de basura, donde el 11% son desechos plásticos, o sea, 627 t/d.
A raíz de la necesidad de maneras nuevas para el reciclaje en el país, la empresa Balanced
Energy sintetiza -por medio de la reacción de pirólisis- una mezcla de hidrocarburos a partir de
desechos plásticos de polietileno (en su mayoría). Esta se aprovechará mediante una
separación de fracciones. Actualmente la compañía Balanced Energy junto con Cobybsa, han
realizado varias experimentaciones de caracterización de la mezcla de hidrocarburos producto
de la reacción de pirólisis. Estas dos empresas han trabajado conjuntamente desde hace varios
años, Cobybsa es una empresa dedicada a la construcción y diseño de ciertos equipos y
Balanced Energy es una microempresa, la cual está desarrollando la puesta en marcha de un
proceso de reciclaje de plásticos en fracciones de hidrocarburos.
En la empresa, a base del tanteo de empírico, idearon un proceso de destilación por lotes.
Construyeron una columna piloto para la separación de las fracciones de dicha mezcla de
hidrocarburos. Sin embargo, han tenido múltiples problemas con la operación de la columna.
Ya que la intensión de la empresa es escalar el proceso de producción, es pertinente el empleo
de los fundamentos de la Ingeniería Química para efectuar el dimensionamiento satisfactorio
de la torre de destilación multicomponente y definir un proceso de destilación donde se puedan
aprovechar de manera más eficiente, los recursos disponibles que posea la empresa
propietaria.
Para ello es necesario determinar cuáles serán los productos objetivo del proceso de
destilación, para así poder tener los balances de masa y de energía necesarios, para llevar a
cabo la destilación. Con esto, se podrán determinar las necesidades de los servicios auxiliares y
diseñar los posibles aprovechamientos energéticos que se puedan lograr.
ii
Resumen
Se realizó el dimensionamiento de un proceso de destilación de una mezcla de hidrocarburos
proveniente de la reacción de pirólisis de plásticos y se realizó una Lista de Precomisionado del
Sistema de Destilación propuesto. A partir de los datos ASTM-D86 suministrados por la
empresa, se realizó un gráfico con estos datos, donde se muestran los posibles cortes de los
combustibles que pueden ser refinados. Se decide realizar dos cortes: el corte ligero será Nafta
Pesada y el corte pesado es una mezcla de Keroseno y Diesel. A partir de esta información se
diseña una columna de destilación, donde se dimensionó una Zona Flash en la parte más baja
de la columna en esta misma zona se da la alimentación a la torre de destilación y en la parte de
superior de la torre se dimensionó una Zona de Rectificación la cual es de un relleno de anillos
Pall y de una altura aproximada de 5,33 metros de relleno.
Basándose en el diseño de la columna y a partir de la información proporcionada por la
Empresa Balanced Energy, se realizó el dimensionamiento de los requisitos de los servicios
auxiliares de calentamiento y enfriamiento necesarios para llevar a cabo un proceso de
destilación continuo. Por último, se realizó el diseño de una red de intercambio entre las
corrientes de servicio y las corrientes del producto de la destilación, esto con el fin de lograr
una mayor eficiencia energética en el proceso de destilación.
iii
Índice General
Introducción ............................................................................................................................................... i
Resumen...................................................................................................................................................... ii
Objetivos Proyecto de Graduación ............................................................................................ 1
Objetivo General ..................................................................................................................................... 1
Objetivos Específicos ............................................................................................................................ 1
Capítulo 1: Marco teórico................................................................................................................. 3
Obtención de combustibles a partir de los plásticos................................................................ 3
Generalidades de la reacción de pirólisis en plásticos ............................................................ 4
Propiedades de la mezcla de hidrocarburos y varios combustibles .................................. 4
Caracterizaciones importantes de la mezcla de hidrocarburos .......................................... 8
Destilación .............................................................................................................................................. 10
Descripción de las torres de destilación de platos: ................................................................ 11
Descripción de las torres de destilación rellenas: ................................................................... 15
Métodos de diseño de columnas para mezclas multicomponentes ................................. 17
Criterios para el diseño de una columna de destilación ....................................................... 20
Intercambiadores de calor Termosifones Bifásicos ............................................................... 23
Heurísticos de diseño y “Shortcut Method” ............................................................................... 23
Heurísticos para torres (destilación y absorción de gas): ................................................... 24
Heurísticos para torres de platos (destilación y absorción de gas): ............................... 26
iv
Heurísticos para torres rellenas (destilación y absorción de gas): ..................................26
Capítulo 2: Características del tipo de mezcla de hidrocarburos en estudio y
esquema general de destilación. ...............................................................................................29
Especificaciones Generales ..............................................................................................................29
Esquema de destilación .....................................................................................................................33
Capítulo 3: Condiciones de operación del proceso. ......................................................37
Dimensionamiento de la caldereta de la torre de destilación ............................................39
Fluido térmico de calentamiento: ..................................................................................................45
Subproducto de la destilación y ubicación de la empresa ...................................................49
Capítulo 4: Columna de Destilación. .......................................................................................51
Zona de Evaporación Rápida o “Flasheo” (entrada de la corriente a destilar) ............51
Área estimada de la columna de rectificación ..........................................................................55
Altura efectiva real de la columna de rectificación .................................................................61
Partes internas de la columna de rectificación: .......................................................................72
Capítulo 5: Diseño de una red de intercambio de calor, Balance de masa y
energía. ............................................................................................................................. 81
Diseño de red del intercambio de calor .......................................................................................81
Capítulo 6: Dimensionamiento de servicios auxiliares. .............................................91
Dimensionamiento del sistema de calentamiento auxiliar ..................................................91
Dimensionamiento del sistema de enfriamiento auxiliar ....................................................93
Sistemas de control automático para la columna de destilación ......................................97
Lista para Precomisionado del sistema de separación ...................................................... 100
v
Conclusiones ....................................................................................................................................... 109
Bibliografía ........................................................................................................................................... 113
Anexos ..................................................................................................................................................... 117
vi
Índice de Figuras
Figura 1. Equipo para la destilación flash (Tarifa, Erdmann, & Humana, 2008) ................................9
Figura 2. Platos perforados con vista esquemática (Wankat, 2008) .................................................... 11
Figura 3. Ejemplos de la configuración de platos de válvulas y distintas válvulas (Wankat, 2008)
........................................................................................................................................................................................... 12
Figura 4. Pautas de flujo sobre platos; A) flujo transversal; B) Doble paso (Wankat, 2008) ..... 13
Figura 5. Guía para seleccionar la distribución de platos perforados (Wankat, 2008) ................ 14
Figura 6. Rellenos para columnas: A) silla Intalox; B) silla super Intalox; C) anillo Pall; D)
Cartucho GEMPAK; E) rejilla Glitsch EF-25A (Wankat, 2008) ................................................................ 16
Figura 7. Columna rellena de destilación (Wankat, 2008) ....................................................................... 17
Figura 8. Esquema convencional de la operación de destilación de un crudo en un proceso
continuo (Bagajewicz & Ji, 2001) ........................................................................................................................ 21
Figura 9. Esquema convencional de la operación de destilación de un crudo en un proceso
discontinuo (Seader, Henley, & Roper, 2010) ................................................................................................ 22
Figura 10. Curva de destilación ASTM-D86 y las posibles fracciones de derivados de petróleo
que se pueden separar utilizando datos de referencia de Recope (RECOPE, 2017). .................... 32
Figura 11. Esquema general de las líneas de entrada y salida de la operación de destilación .. 34
Figura 12. Diagrama de la columna de destilación propuesta ................................................................ 38
Figura 13. Diagrama de Termosifón Vertical de Circulación Directa (Conceicao, 2015) ............ 39
Figura 14. Diagrama de la Caldereta propuesto para la destilación. Donde W’ es la corriente que
es recirculada a la torre (fluye por los tubos) y maux es la corriente de servicio (fluye por la
carcasa) que proporciona el calor necesario .................................................................................................. 41
Figura 15. Diagrama del equipo “Flash” con las alturas recomendadas del Cuadro 14 ............... 52
Figura 16. Correlaciones de Eckert para el porcentaje de inundación y la caída de presión por
metro de altura según el área de la columna .................................................................................................. 57
Figura 17. Gráfico de Recuperaciones Ri,d y Ri,w ............................................................................................ 66
vii
Figura 18. Secciones internas de la columna de destilación propuesta. La zona de
rectificación se encuentra en la parte izquierda de la Figura, donde: La Flecha amarilla demarca
el sistema de alimentación y distribución de líquido, la Flecha verde demarca el eliminador de
neblina, el Círculo morado son las rejas de sujeción, luego el Relleno, el Círculo rojo son las rejas
de soporte y la Flecha azul es el sistema de recolección y redistribución del líquido. La Zona
“Flash” se encuentra a la derecha, donde: el Círculo anaranjado es el sistema de alimentación
“Flash” .............................................................................................................................................................. 74
Figura 19. Ejemplo de un tipo de Distribuidor tipo bandeja (Sulzer, 2018) .................................... 75
Figura 20. Eliminador de nieblas de placas (tipo vane) (rvt process equipment GMBH, 2018)
........................................................................................................................................................................................... 76
Figura 21. Ejemplo de Reja de Sujeción (rvt process equipment GMBH, 2018) ............................. 76
Figura 22. Tres ejemplos de Rejas Soporte que puede ser utilizado (Sulzer, 2018) ..................... 77
Figura 23. Sistema de Alimentación tipo Caja “Flash” (rvt process equipment GMBH, 2018) . 78
Figura 24. Ejemplo de un Elemento que combina la operación de recolección y de distribución
(Sulzer, 2018) ............................................................................................................................................................. 79
Figura 25. Ordenamiento de las corrientes y Balance de energía de las corrientes ...................... 84
Figura 26. a. cascada de calor ordenado de la temperatura mayor a la menor. b. adición del calor
a ver aprovechado para hacer todas las diferencias de calor a cero y positivas ............................. 85
Figura 27. Sistemas de intercambio de calor para los dos aprovechamientos energéticos: A.
calentamiento de la Alimentación con la corriente de fondos. B. segundo calentamiento de la
alimentación con la corriente de vapor saliente de la torre. ................................................................... 86
Figura 28. Sistema de intercambio de calor de la corriente de servicio de calentamiento externo
para que la alimentación de la torre alcance la temperatura de destilación .................................... 87
Figura 29. Sistemas de intercambio de calor de la corriente de servicio de enfriamiento externo:
A. E1 requerimiento energético para el enfriamiento de la corriente de Destilado. B. E2
requerimiento energético para el enfriamiento de la corriente de Fondos ...................................... 88
Figura 30. Diagrama Horizontal completo del diseño de la red de intercambio cuando la
corriente de alimentación presenta una temperatura inicial de 20 °C ............................................... 89
Figura 31. Diagrama Horizontal completo del diseño de la red de intercambio cuando la
corriente de alimentación presenta una temperatura inicial de 50 °C ............................................... 90
viii
Figura 32. Control directo: nivel del tanque de reflujo T-101 manipulando el flujo del Destilado
(D). nivel del fondo de la torre C-100 manipulando el flujo del Fondo de la torre (W). Presión
de la torre manipulando la capacidad del condensador E-101. Presión del tanque acumulador
del destilado manipulando la abertura de la válvula de alivio del mismo tanque acumulador T-
101. Control indirecto: temperatura del destilado manipulando el caudal de reflujo.
Temperatura de zona flash manipulando la capacidad de la caldereta E-105. Temperatura de la
corriente de alimentación (F) manipulando la capacidad del intercambiador E-103. ................. 99
Figura 33. Diagrama final del proceso de destilación cuando la corriente de alimentación tiene
un valor inicial de 20 °C ........................................................................................................................................ 107
Figura 34. Diagrama final del proceso de destilación cuando la corriente de alimentación tiene
un valor inicial de 50 °C ........................................................................................................................................ 108
Figura 35. Correlaciones utilizadas en el programa de simulación ................................................... 117
Figura 36. Especificaciones de simulación para las condiciones Flash (en equilibrio) ............. 118
Figura 37. Distribución de las fracciones mol para la simulación de un equipo Flash
(en equilibrio) ......................................................................................................................................................... 119
Figura 38. Distribución de los Pseudo-Componentes para el balance de masa presentado en el
Cuadro 3.II de la Discusión de Resultados .................................................................................................... 120
ix
Índice de Cuadros
Cuadro 1 Especificaciones técnicas de la gasolina súper y gasolina Plus 91 que distribuye
Recope ............................................................................................................................................................... 5
Cuadro 2 Especificaciones técnicas de la Nafta Pesada que distribuye Recope ............................. 6
Cuadro 3 Especificaciones técnicas del Keroseno que distribuye Recope ....................................... 7
Cuadro 4 Especificaciones técnicas del Diesel que distribuye Recope .............................................. 7
Cuadro 5 Parámetros fisicoquímicos medidos de la mezcla de hidrocarburos que será
destilada (Balanced Energy, 2017) .................................................................................................................... 30
Cuadro 6 Densidades de la alimentación, producto y subproducto de la destilación
(RECOPE, 2017) ......................................................................................................................................................... 31
Cuadro 7 Flujos másicos las corrientes mostradas en la Figura 11 ................................................. 35
Cuadro 8. Coeficientes típicos globales en Evaporadores de Calandria (McCabe, 2007) ........ 40
Cuadro 9. Características de la corriente W´ del Termosifón Vertical de Circulación Directa
mostrado en la Figura 14 ....................................................................................................................................... 43
Cuadro 10 Fluidos térmicos con sus gamas útiles de temperaturas y presiones
(Duque, 2004) ........................................................................................................................................................... 46
Cuadro 11 Propiedades físicas de fluidos térmicos comerciales (Duque, 2004) .................... 46
Cuadro 12 Resumen de las propiedades más importantes de la corriente de servicio
DowTherm A ................................................................................................................................................ 48
Cuadro 13 Valores de la transferencia de calor en la caldereta y las caídas de presión
aceptadas ....................................................................................................................................................... 49
Cuadro 14 Alturas recomendadas para equipos de separación instantánea (Flash) ............. 51
x
Cuadro 15 Dimensionamiento de la zona más baja de la columna de destilación y entrada
de la corriente de alimentación (Zona de Flasheo) ...................................................................... 55
Cuadro 16 Datos Importantes para el cálculo del área transversal de la columna de
destilación ..................................................................................................................................................... 58
Cuadro 17 Dimensiones importantes para columna de destilación .............................................. 60
Cuadro 18 División de los Pseudo-Componentes según el simulador, fracciones molares en
la alimentación y en la condición de equilibrio a una Temperatura de 335 °F (TF) ...... 63
Cuadro 19 Constante de equilibrio y Volatilidad relativa de los 25 Pseudo-Componentes . 65
Cuadro 20 Resumen de los Principales Resultados del Método FUG ............................................ 69
Cuadro 21 Resumen de las principales dimensiones de la Columna de destilación
Rellena............................................................................................................................................................. 71
Cuadro 22 Partes internas mínimas necesarias para 1 o 3 divisiones del relleno de la
columna .......................................................................................................................................................... 73
Cuadro 23 Temperaturas de las corrientes de la torre de destilación y las temperaturas
corregidas ...................................................................................................................................................... 82
Cuadro 24 Características de las corrientes de la entrada y salida de la torre de
destilación ..................................................................................................................................................... 83
Cuadro 25 Resumen de las capacidades energéticas de para el sistema de calentamiento 92
Cuadro 26 Datos importantes para el cálculo del tamaño del sistema de enfriamiento ....... 94
Cuadro 27 Tamaño y temperaturas de la Red de intercambio de Calor y los servicios
auxiliares ........................................................................................................................................................ 96
Cuadro 28 Lista resumen del dimensionamiento conceptual del sistema de destilación .........
.......................................................................................................................................................... 101
xi
Cuadro 29 Curva de destilación de la mezcla de hidrocarburos a destilar proporcionados
por la empresa “Energías Balanceadas” ......................................................................................... 117
1
Objetivos Proyecto de Graduación
Objetivo General
• Dimensionar una planta piloto de destilación para una mezcla de hidrocarburos
provenientes de la reacción de pirólisis para una planta piloto.
Objetivos Específicos
• Recopilar las bases teóricas de: el reciclaje de plásticos por medio de pirólisis,
características de los materiales que sean producto de la reacción de pirólisis (mezcla
de hidrocarburos similares a crudos y fracciones de petróleo), diseños de sistemas de
destilación multicomponente.
• Recopilar y analizar las investigaciones existentes de las principales características de
la mezcla de hidrocarburos producto del proceso de pirolisis en la empresa.
• Definir el esquema de destilación para la mezcla de hidrocarburos del proceso de
pirólisis existente.
• Crear una herramienta de selección para determinar condiciones de operación del
proceso de destilación; específicamente:
o Características de las entradas y salidas del proceso.
o Disponibilidad de los servicios auxiliares.
2
o Disposición de residuos que genere el proceso.
o Espacio físico donde será instalada la planta piloto.
• Aplicar la herramienta de selección para establecer condiciones de operación del
proceso de destilación.
• Dimensionar la columna de destilación que llevará a cabo la separación de las fracciones
de la mezcla de hidrocarburos.
• Realizar un balance de masa y energía para el sistema de separación.
• Dimensionar los equipos auxiliares necesarios para llevar a cabo el proceso de
destilación.
3
Capítulo 1: Marco teórico.
Primero se debe realizar una breve revisión de generalidades la obtención de combustibles a
partir de los plásticos, aspectos básicos de la reacción de pirólisis y las características de los
posible productos y subproductos. Para luego entrar en materia de aspectos técnicos de los
sistemas de destilación.
Obtención de combustibles a partir de los plásticos
Los residuos de plástico son una alternativa que se ha estado explorando en los últimos años
para la producción de algún tipo de combustible, ya que estos son derivados del petróleo,
además, por su alto calor de combustión y por la creciente disponibilidad de este desecho. A
diferencia del papel y la madera, los plásticos no absorben mucha humedad, por lo tanto, el
contenido de agua en este tipo de materiales es bastante baja en comparación a la biomasa
(UNEP, 2009).
Los plásticos, después del acero, son los materiales con mayor volumen de producción a nivel
mundial, 230 millones de toneladas en el año 2009. Es fácil imaginar que la cifra de residuos
plásticos generada cada año sea también muy elevada. La preocupación por la gestión de estos
residuos no sólo se debe a esta elevada cifra, sino a sus características: su baja densidad, hace
que los plásticos supongan el 20% en volumen del total de los residuos sólidos urbanos. Los
esfuerzos por recuperar estos materiales y transformarlos en recursos aprovechables han sido
muchos y han estado auspiciados por las legislaciones nacionales y comunitarias de distintos
países (Aguado & Serrano, 2011).
Entre los plásticos más utilizados para producir varios tipos de combustibles, se pueden
mencionar PE (polietileno), PP (polipropileno) y PS (poliestireno). A continuación se
mencionan los tipos de combustibles que se registran en la bibliografía (UNEP, 2009):
4
• Combustibles en forma sólida: estos usualmente se utilizan en forma de sólido
comprimido, estos, posee una gran capacidad calorífica.
• Combustibles en forma líquida: se definen como un hidrocarburo, derivado de plásticos,
en forma líquida a una temperatura y presión estándar.
• Combustibles en forma gaseosa: se describen como un gas inflamable obtenido de un
tratamiento térmico de desechos de plástico. Se pueden mencionar dos tipos de
combustibles gaseosos: gases de hidrocarburos (aquellos que permanecen de formas
gaseosos a condiciones normales presión y temperatura) y “syngas” (el cual consiste en
una mezcla de hidrógeno y monóxido de carbono).
Este documento se refiere especialmente a la separación de las fracciones utilizables de los
combustibles líquidos producidos por la pirólisis de los plásticos.
Generalidades de la reacción de pirólisis en plásticos
El craqueo o pirólisis se define como la ruptura de cadenas de polímeros para formar
compuestos útiles de menor peso molecular (Contreras, 2014). Una definición simple de la
pirólisis es el rompimiento de las moléculas en moléculas más pequeñas a temperaturas altas
bajo condiciones no oxidativas para generar productos de valor, los cuales son fracciones de
combustibles, hidrocarburos gaseosos y mezclas de líquidos de hidrocarburos en ámbitos de
temperatura cercanos a (35 – 360) °C. Esta es una técnica de reciclaje ternario o reciclaje
químico capaz de convertir desechos plásticos en combustibles, monómeros y otros materiales
que pueden servir de materia prima para varios procesos (Contreras, 2014).
Propiedades de la mezcla de hidrocarburos y varios combustibles
La mezcla líquida de hidrocarburos provenientes de proceso de pirólisis y craqueo, tiene
características muy similares a las de un petróleo ligero. Es decir, estos son una mezcla muy
compleja de hidrocarburos los cuales van a variar dependiendo del origen, por lo que es útil
que estas mezclas se analicen mediante una descomposición de compuestos. En términos de
productos finales en refinería, pueden agruparse de la siguiente manera (Nelson, 1958):
5
1. Productos volátiles; gases licuados y gas natural.
2. Aceites ligeros; gasolinas, jet fuels, solventes y keroseno.
3. Destilados; combustible de hornos, diésel, gasóleo.
4. Aceites lubricantes; aceites de: motores, maquinas, engranes, cilindros.
5. Grasas y ceras.
6. Residuos; coke, asfaltos, carbón negro.
7. Especialidades; productos medicinales, hidrocarburos, químicos específicos.
A continuación, se describen algunos productos de interés que son de comercialización en el
país:
Gasolinas
La gasolina super, se introdujo en el mercado nacional en el año de 1990, como un requisito
para las nuevas tecnologías de motores, principalmente motores de combustión interna de alta
relación de comprensión. La gasolina Plus 91, presenta características de volatilidad y un índice
mínimo de octano de 91 para obtener un desempeño adecuado en su utilización. Las
especificaciones técnicas de los dos productos que se comercializan en Costa Rica se especifican
en la Cuadro 1 (RECOPE, 2017).
Cuadro 1 Especificaciones técnicas de la gasolina súper y gasolina Plus 91 que distribuye
Recope
Propiedades Gasolina Súper Gasolina Plus 91
Número de octano de motor 95,0 mínimo 91,0 mínimo
Índice de octano 89,0 mínimo 85 mínimo
Presión de vapor Reid a 37,8°C 69 kPa máximo 69 kPa máximo
Destilación ASTM D86:
E10%
E50%
E90%
Punto final
65 °C
(77 – 118) °C
190 °C
225 °C
65 °C
(77 – 118) °C
190 °C
225 °C
Contenido de azufre 0.005 mg/kg 0,005 mg/kg
Contenido de gomas lavadas 4,0 mg/100 mL 4,0 mg/100 mL
6
Nafta pesada
Es una mezcla de hidrocarburos parcialmente refinada que se obtiene de la destilación del
crudo en la parte alta de la torre atmosférica, después de la extracción del GLP. En su
composición se encuentran hidrocarburos aromáticos, olefinas, parafínicos y nafténicos. Su
principal uso es como solvente de algunos productos utilizados en la industria de pinturas. Es
un producto sumamente inflamable. Las especificaciones técnicas se encuentran en el
Cuadro 2 (RECOPE, 2017).
Cuadro 2 Especificaciones técnicas de la Nafta Pesada que distribuye Recope
Propiedades Nafta pesada
Fracción de masa de azufre 0,01 %
Presión de Vapor a 37,8 °C 8,7 kPa
Destilación ASTM D86:
E10%
E50%
E90%
Punto final
109,5 °C
131,1 °C
175,9 °C
175,9 °C
Keroseno
Es una mezcla de hidrocarburos proveniente de la refinación del petróleo con una volatilidad
intermedia entre el Diesel y la Gasolina. Este producto se utiliza principalmente a nivel
industrial en hornos de panaderías y empresas manufactureras, también en algunas zonas
rurales para el alumbrado en linternas y fuentes de energía en la cocción de alimentos. Las
especificaciones técnicas se encuentran en el Cuadro 3 (RECOPE, 2017).
7
Cuadro 3 Especificaciones técnicas del Keroseno que distribuye Recope
Propiedad Keroseno
Fracción de masa de azufre 0,1%
Presión Barométrica observada 101 kPa
Destilación ASTM D86
E10%
E50%
E90%
Punto final
179,3 °C
204,0 °C
240,1 °C
261,9 °C
Diesel
Es una mezcla de hidrocarburos que se obtiene de la destilación fraccionada de petróleo a una
temperatura entre 250 °C y 350 °C a presión atmosférica. Es más sencillo de refinar que la
gasolina, tiene mayores cantidades de componentes minerales y de azufre. Además, tiene un
18% más de energía por unidad de volumen que la Gasolina; sumado esto a una mayor
eficiencia de los motores a Diesel contribuye a que su rendimiento sea mayor. Desde el 2011 en
Costa Rica se comercializa un Diesel bajo en contenido de azufre cuyo límite es de 50 parte por
millón. Las especificaciones técnicas se encuentran en el Cuadro 4 (RECOPE, 2017).
Cuadro 4 Especificaciones técnicas del Diesel que distribuye Recope
Propiedad Diesel
Índice de cetano 45 mínimo
Fracción de masa de azufre total 0,005 %
Presión Barométrica observada 101,8 kPa
Destilación ASTM D86
E10%
E50%
E90%
Punto final
199,25 °C
252,1 °C
320,2 °C
351,3 °C
8
Caracterizaciones importantes de la mezcla de hidrocarburos
• La curva ASTM
Para este ensayo se utiliza el balón “Engler” con dimensiones estándar. Se le debe suministrar
calor a una velocidad tal que puedan recogerse 5 cm3 por minuto de destilado. Durante el
experimento se registra para la curva la temperatura a la cual se obtiene la primera gota de
destilado; lo mismo se hace cada vez que se recoge un nuevo 10% de destilado. La temperatura
máxima es 370 °C, por lo cual se trata de una destilación suave sin división (Tarifa, Erdmann, &
Humana, 2008).
• La curva TBP
La destilación TBP no está estandarizada. El destilado se obtiene de la división de la muestra en
las fracciones que la componen. Se emplea el equipo “Geters” con una carga de 1.000 a 5.000
cm3 de muestra. La columna de fraccionamiento está rodeada por un calentador que compensa
las pérdidas de calor, de esta forma se pretende emular una columna adiabática. En el tope de
la columna se instala un condensador que condensa el vapor que llega a él. El condensado
desciende y entra en contacto con el vapor que asciende, allí se produce la separación.
Nuevamente, la curva se obtiene registrando la temperatura en el momento en que se produce
la primera gota de destilado, y cada vez que se recoge un nuevo 10% de este (Tarifa, Erdmann,
& Humana, 2008).
• La curva EFV
Esta curva grafica la temperatura de equilibrio líquido-vapor frente al porcentaje de volumen
de líquido destilado. La Figura 1 muestra el equipo de laboratorio empleado para la destilación
flash, este está simplificado para facilitar la simulación; sin embargo, la modificación realizada
no afecta la exactitud de los resultados. El tanque T-1 contiene el petróleo a analizarse en
condiciones estándar (15 °C, 1 atm). El líquido a destilar pasa por el calentador H-1 para
alcanzar la temperatura de equilibrio. Cuando el líquido calentado alcanza la torre F-1 se
produce la evaporación parcial a la presión presente en dicho equipo (generalmente 1 atm). El
líquido que no evaporó es recogido en el tanque T-2, mientras que el vapor se condensa y se
enfría a 15 °C en el intercambiador C-1, y finalmente se recoge en el tanque T-3. De esta forma,
repitiendo el experimento para distintas temperaturas de equilibrio, y graficándolas frente a
9
los correspondientes porcentajes de volumen destilado, se obtiene la curva EFV (Tarifa,
Erdmann, & Humana, 2008).
Figura 1. Equipo para la destilación flash (Tarifa, Erdmann, & Humana, 2008)
Conocer las condiciones del equilibrio de fases vapor-líquido de las fracciones del petróleo es
esencial para el diseño de la mayoría de los equipos empleados en la industria petroquímica.
Esta información puede ser obtenida experimentalmente mediante la determinación de la
curva EFV. Sin embargo, el procedimiento es laborioso y costoso. Por estos motivos,
generalmente se emplean correlaciones empíricas para estimar la curva EFV a partir de curvas
ASTM o TBP, que son más fáciles de obtener experimentalmente (Tarifa, Erdmann, & Humana,
2008).
Según Watkins (1973), entre los datos indispensables para el diseño de una columna de
destilación multicomponente se pueden mencionar:
• La curva TBP (“true boiling point”) o la curva ASTM D86 del crudo a tratar.
• La gravedad API del crudo a tratar.
• Análisis de livianos y pesados del crudo a tratar.
A partir de estas caracterizaciones es posible obtener información muy importante con
respecto a un parámetro equivalente de las volatilidades relativas entre componentes de
mezclas de hidrocarburos. También, se pueden determinar otros parámetros de diseño muy
10
importantes, por ejemplo, los rendimientos de las fracciones esperados de un crudo
determinado (Watkins, 1973).
Además de estos estudios, es altamente deseable un análisis del peso molecular de las distintas
fracciones que se desean separar, ya que derivado a esto, se puede realizar un diagrama del
porcentaje de volumen contra el peso molecular. Sin embargo, estas propiedades pueden
calcularse a partir de las pruebas indispensables (aunque siempre se prefieren valores
experimentales, y más aún si el crudo a tratar es nuevo o poco conocido) (Watkins, 1973).
Destilación
La destilación es uno de los procesos de separación más antiguos y de los más ampliamente
usados para aplicaciones industriales. Esta operación unitaria consiste en la separación de una
mezcla de componentes que poseen puntos de ebullición (o volatilidades) diferentes. La razón
por la cual esta operación es tan utilizada es porque desde el punto de vista termodinámico, la
destilación ofrece ventajas notables en eficiencia de separación en comparación con el resto de
los métodos de separación de componentes (Ramírez & Diwekar, 2000).
En la destilación multicomponente, así como en la destilación de mezclas binarias, los balances
de masa y entalpía, y los equilibrios vapor-líquido se utilizan para efectuar los cálculos de las
etapas de equilibrio. En el sistema de separación binaria (o cualquier otro que sea posible
determinar la cantidad de sustancias implicadas en la separación), para cada componente se
escribe un balance de materia aplicado a la columna en su conjunto, o para cada etapa
individual, pero sólo hay un balance de energía para toda la columna, así como para cada etapa.
Los equilibrios de fases (como un crudo de petróleo) son mucho más complejos comparados a
sistemas binarios, debido al número de componentes y que los equilibrios dependen de la
temperatura que varía de una etapa a otra (Nabarlatz, 2006).
En los sistemas binarios, de igual manera, la temperatura y el equilibrio cambian de una etapa
a otra (con excepción de los azeótropos), pero es clara la distinción de qué componente es más
volátil y cual es menos volátil en cualquier punto de la columna. En cambio, en las mezclas
multicomponentes, uno de los componentes puede ser más volátil que el promedio en una parte
de la columna, y menos volátil que el promedio en otra zona, generando perfiles de
11
concentración muy complejos ya que nunca se tiene clara la cantidad de compuestos que
forman parte de la mezcla de hidrocarburos (Nabarlatz, 2006).
Descripción de las torres de destilación de platos:
Los platos de placas perforadas (agujeros) que se ilustran en la Figura 2 son fáciles de fabricar
y no son costosos. Los agujeros se troquelan o barrenan en la placa metálica. La eficiencia es
buena en las condiciones de diseño. Sin embargo el funcionamiento de estas columnas al operar
a menos del flujo de diseño, la eficiencia baja considerablemente. Para los platos perforados, la
eficiencia baja mucho con flujos de gas menores que aproximadamente 60% del valor de diseño.
Por lo tanto, los platos perforados no son nada flexibles en sus condiciones de operación, pero
por otra parte, este tipo de configuración de platos son recomendados en aplicaciones sucias o
cuando hay sólidos presentes, porque son fáciles de limpiar (Wankat, 2008).
Figura 2. Platos perforados con vista esquemática (Wankat, 2008)
12
Los platos de válvulas se diseñan para tener mejores propiedades en cuanto a su flexibilidad
cuando varía la tasa de alimentación. Hay muchos diseños patentados de platos de válvulas;
uno de ellos se ilustra en la Figura 3. El uso de las diferentes configuraciones del tipo de válvula
que existen, depende mucho de las condiciones a las que se vaya a operar, por ejemplo si la
velocidad del vapor varía de manera muy abrupta debido a la inestabilidad del proceso o las
caídas altas de presión, estas válvulas suelen ser indicadas pues evitan el exceso de goteo de un
plato y mantienen la eficiencia alta aun con alteraciones de flujo de gas. Las principales
desventajas de los platos de válvulas es que cuestan aproximadamente un 20% más que los
platos perforados y que son más propensos a ensuciarse o taparse si se destilan soluciones
sucias (Wankat, 2008).
Figura 3. Ejemplos de la configuración de platos de válvulas y distintas válvulas (Wankat, 2008)
13
Además de seleccionar el tipo de plato, el diseñador debe de seleccionar la pauta de flujo sobre
los platos y diseñar los vertederos y los bajantes. La pauta de flujo más común sobre un plato
es la transversal, la cual se muestra en la Figura 4A, esta configuración funciona bien para tasas
promedio de flujo y puede diseñarse para manejar sólidos suspendidos en la alimentación. En
los platos de doble paso (Figura 4B), el flujo de líquido se divide en dos partes (o pasos) para
reducir el gradiente de líquido sobre el bajante (Wankat, 2008).
Figura 4. Pautas de flujo sobre platos; A) flujo transversal; B) Doble paso (Wankat, 2008)
14
A medida que aumentan los flujos de líquido, aumenta el diámetro de la torre, sin embargo, la
capacidad de flujo de gas aumenta con el cuadrado del diámetro de la torre. Así, al final se
necesitarán platos de varios pasos. En la Figura 5 se muestra una guía para seleccionar las
distintas configuraciones (Wankat, 2008).
Figura 5. Guía para seleccionar la distribución de platos perforados (Wankat, 2008)
15
Descripción de las torres de destilación rellenas:
Frecuentemente, en lugar de columnas de platos se usan columnas rellenas para destilación,
absorción, arrastre y a veces extracción. Las columnas rellenas se usan con diámetros menores,
porque es costoso construir una columna de platos que funcione bien con un diámetro pequeño.
En definitiva, las columnas rellenas son más económicas cuando tienen menos de 0,762 metros
(2,5 ft) de diámetro, pues a un mayor diámetro el líquido podría canalizarse, y sin un diseño
cuidadoso, las torres con empaque aleatorio podrían no funcionar bien. Una gran ventaja de las
columnas rellenas es que tienen una menor caída de presión (Wankat, 2008).
Entre los tipos de rellenos más comunes son los estructurados y los de relleno aleatorio, la
escogencia de cada uno se basa en consideraciones económicas. Una vez seleccionado el tipo de
relleno es necesario conocer diámetro de la columna y la altura necesaria de relleno. El
diámetro de la columna se dimensiona con base en el acercamiento a la inundación o la caída
de presión aceptable. La altura de relleno puede determinarse con un análisis de etapas de
equilibrio o bien a partir de correlaciones de transferencia de masa (Wankat, 2008).
El objetivo del relleno de una columna es propiciar un contacto íntimo entre el vapor y el
líquido, una superficie muy grande para la transferencia de masa. Al mismo tiempo, el relleno
debe permitir un vaciado fácil del líquido y producir una caída de presión baja en el flujo del
gas. Los rellenos se consiguen en una gran variedad de estilos, algunos de ellos se muestran en
la Figura 6. Los estilos más sencillos como los anillos Raschig, suelen ser menos costosos por
unidad de volumen, pero con frecuencia serán más costosos para determinada eficiencia, ya
que algunos de los rellenos patentados son mucho más eficientes. En general, los rellenos
estructurados tienen menores caídas de presión y son mucho más eficientes que los rellenos
aleatorios, pero suelen ser más costosos. Los rellenos se consiguen en diversos materiales como
plásticos, metales, cerámicas y vidrios (Wankat, 2008).
16
Figura 6. Rellenos para columnas: A) silla Intalox; B) silla super Intalox; C) anillo Pall; D) Cartucho GEMPAK; E) rejilla Glitsch EF-25A (Wankat, 2008)
El relleno debe sostenerse en forma adecuada en la columna para aprovechar toda su capacidad
de separación. En la Figura 7 se muestra un diagrama de una columna de destilación rellena. En
la Figura 7, se muestran algunos detalles importantes, los cuales son los distribuidores de
líquido y vapor, los cuales son de suma importancia para el buen funcionamiento de la columna.
Si el cociente (diámetro de columna) / (diámetro de relleno) > 40, es probable que haya mala
distribución del líquido y el vapor. Los distribuidores de líquido tienen varias puntas de goteo,
se recomiendan seis puntas de goteo por pie cuadrado para rellenos grandes
(relleno aleatorios > 6,35 cm). Para rellenos pequeños (aleatorios < 2,54 cm) se recomiendan
17
ocho puntas de goteo por pie cuadrado, a cargas de líquido altas 108/m2 (10/ft2)
(Wankat, 2008).
Figura 7. Columna rellena de destilación (Wankat, 2008)
Métodos de diseño de columnas para mezclas multicomponentes
Los cálculos para plantas de destilación de mezclas multicomponentes usualmente utilizan un
“método corto” (“Shortcut”, en inglés) para hacer el diseño preliminar, y posteriormente se
pasa a un análisis más complejo donde se hace un diseño detallado etapa a etapa. Este método
sencillo supone platos ideales en el diseño, y luego se corrige el número de etapas por la
eficiencia de plato. Las dos condiciones limitantes del proceso (reflujo total, mínimo número de
etapas), y reflujo mínimo se utilizan para validar el diseño (Nabarlatz, 2006).
18
El método corto se refiere al modelo de diseño de Fenske – Underwood – Gilliland (modelo
FUG). Este modelo se basa en suposiciones simples, por ejemplo, que la volatilidad relativa se
mantiene constante y que hay un flujo equimolar a lo largo de la columna de destilación. A
continuación, se detalla según Jing Liu (2012) la base de cada sub-método que componen el
método global de FUG:
• Método de Fenske: este método se basa en la condición de reflujo total para así poder
calcular el número mínimo de etapas necesarias para alcanzar una separación deseada.
Las características de la columna considerada para este método es una columna
convencional, la cual tiene un producto en el tope de la columna, un producto líquido en
el fondo, multietapas con un condensador en el tope de la columna y un calentador en
el fondo. Se supone que el diámetro, el condensador y el calentador de la columna son
lo suficientemente grandes para manejar un reflujo total (Liu, 2012). La ecuación del
modelo de Fenske se muestra a continuación, esta puede predecir el número mínimo
de etapas teóricas necesarias para llevar a cabo una separación determinada.
𝑥𝑖,𝐷
𝑥𝑗,𝐷= 𝛼𝑖𝑗
𝑁𝑚𝑖𝑛 (𝑥𝑖,𝐵
𝑥𝑗,𝐵) (1)
Donde:
𝑥𝑖,𝐷 = fracción mol del componente i en el destilado
𝑥𝑖,𝐵 = fracción mol del componente i en el fondo
𝑥𝑗,𝐷 = fracción mol del componente j en el destilado
𝑥𝑗,𝐵 = fracción mol del componente j en el fondo
𝛼𝑖𝑗 = volatilidad relativa entre los componentes i y j
𝑁𝑚𝑖𝑛 = número de etapas mínimas necesarias
• Método de Underwood: se basa en la condición extrema de relación mínima de reflujo,
donde se necesita una cantidad infinita de etapas para lograr la separación deseada y
que existe al menos una zona en la columna donde existe una condición constante en
los componentes. Este método hace la suposición de flujos equimolares en la zona de
rectificación y en la de agotamiento de la columna (Liu, 2012). Las ecuaciones del
19
método de Underwood se muestran a continuación, estas pueden predecir la relación
de reflujo mínima para realizar una separación determinada.
∑𝛼𝑖𝑗 ∙ 𝑥𝑖,𝐹
𝛼𝑖𝑗 − 𝜃
𝑁𝐶
𝑖=1
= 1 − 𝑞 (2)
𝑅𝑚𝑖𝑛 + 1 = ∑𝛼𝑖𝑗 ∙ 𝑥𝑖,𝐷
𝛼𝑖𝑗 − 𝜃
𝑁𝐶
𝑖=1
(3)
Donde:
𝑥𝑖,𝐹 = fracción mol del componente i en la alimentación
𝜃 = raíz de la ecuación
𝑞 = condición de alimentación (1 para líquido saturado, 0 para vapor saturado)
𝑁𝐶 = número de componentes
𝑅𝑚𝑖𝑛 = relación de reflujo mínima
• Método de Gilliland: es una correlación empírica que existe para determinar el número
de etapas necesarias para la separación deseada actual y la razón de reflujo a utilizar
(Liu, 2012). A continuación se muestran las correlaciones:
𝑌 =𝑁 − 𝑁𝑚𝑖𝑛
𝑁 + 1 (4)
𝑋 =𝑅 − 𝑅𝑚𝑖𝑛
𝑅 + 1 (5)
𝑌 = 0.2788 − 1.3154𝑋 + 0.4114𝑋0.291 + 0.8268 ∙ ln(𝑋) + 0.9020 ∙ ln (𝑋 +1
𝑋) (6)
Donde:
𝑋, 𝑌 = parámetros de correlación
𝑁 = número de etapas teóricas necesarias para realizar la separación deseada
𝑁𝑚𝑖𝑛 = número mínimo de etapas teóricas
20
𝑅 = relación de reflujo necesario para realizar la separación deseada
𝑅𝑚𝑖𝑛 = mínima relación de reflujo
También hay otros métodos de diseño bastante usados y bastante efectivos, los cuales se basan
en correlaciones empíricas, las cuales se vienen desarrollando desde hace muchos años. Como
lo explica Watkins (1973) con el uso de los diagramas de Packie y algunas dimensiones y datos
conocidos, por ejemplo, las caídas de presiones usualmente utilizadas en este tipo de columnas,
el uso de “overflash” y las condiciones de operación, temperaturas usualmente utilizadas para
distintos crudos, ámbitos de ubicación de platos en donde posiblemente se tenga un mejor
desempeño en la extracción de distintas sustancias (Watkins, 1973).
Criterios para el diseño de una columna de destilación
Para el diseño de una columna de destilación, lo primero que se debe tomar en cuenta es el tipo
de proceso que se amolde de mejor manera a las características de la empresa, en otras
palabras, si el flujo de producción es lo suficientemente grande como para realizar el diseño de
un proceso continuo o, por el contrario, diseñar un proceso por lotes para un flujo de
producción relativamente pequeño o si el proceso aún no está lo suficientemente caracterizado.
Otra variable importante de diseño es el tipo de columna que se debe seleccionar para el
proceso, entre las principales configuraciones se puede mencionar la columna de platos y la
columna rellena (Ramírez & Diwekar, 2000).
Un diseño convencional de un proceso continuo de una columna de platos o rellena (ver
Figura 8) consiste en una columna con un arrastrador, un condensador y circuitos de bombeo
exterior. El material de alimentación a la torre de destilación se lleva usualmente, a una
temperatura entre (330 – 360) °C. En la columna de la Figura 8 se observan varias salidas de la
columna (lado derecho), las cuales corresponden a un producto distinto. También se aprecian
circuitos de bombeo exterior (lado izquierdo de la columna de destilación), lo cual aumenta la
eficiencia térmica de la separación. Para este tipo de separaciones es usual utilizar como
componente arrastrador agua, ya que ésta siempre va a mantenerse en fase gaseosa debido a
las temperaturas de trabajo, el arrastrador cumple con la función de propiciar una mejor
21
separación de las sustancias más volátiles que quedan atrapadas en el fondo de la torre
(Bagajewicz & Ji, 2001).
Un sistema de destilación continua solamente se justifica para flujos de material constantes y
de caudal elevado, ya que, el costo y complejidad de operación aumenta su costo operativo y de
mantenimiento pues necesita de un sistema de bombeo mucho más complejo y un control
automático de las variables (Turton, Bailie, & Whiting, 2009).
Figura 8. Esquema convencional de la operación de destilación de un crudo en un proceso continuo (Bagajewicz & Ji, 2001)
Por otra parte, la destilación por lotes o discontinua es un proceso utilizado ampliamente para
la separación de cantidades pequeñas, cuando la corriente de alimentación a destilar es
bastante variable con el tiempo o bien si la alimentación contiene materiales sólidos o resinas
Condensador
Agua
Crudo
Agua
Desalinizador
Horno
Vapor
Agua pesada Residuo
Vapor
Vapor
Vapor
keroseno
Nafta
Aceites pesados
22
que en una destilación continua representaría un costo muy elevado de mantenimiento
(Seader, Henley, & Roper, 2010).
En general, la destilación por lotes es un proceso bastante más sencillo de operar (ver
Figura 9) y es muy flexible de operar, esta variable toma mucho valor cuando el material
primario varia constantemente, en otras palabras, el proceso no está lo suficientemente
caracterizado. La simplicidad del proceso por lotes se evidencia en la Figura 9, pues el sistema
consiste en un tanque en el fondo donde se carga del producto a destilar, en este tanque se
realiza el calentamiento por medio de alguna fuente de energía con el fin de realizar la
separación por la diferencia de volatilidades de los distintos compuestos o fracciones y luego
en el tope de la columna se encuentra la salida de vapor el cual entra a un condensador (parcial
o total) y estos productos se depositan en tanques de almacenamiento distintos (Narvéz &
Zavala, 2013).
Figura 9. Esquema convencional de la operación de destilación de un crudo en un proceso discontinuo (Seader, Henley, & Roper, 2010)
Corte principal Corte residual Corte secundario
23
Intercambiadores de calor Termosifones Bifásicos
El termosifón bifásico es un simple pero efectivo dispositivo para transferencia de calor, este
comúnmente se llama tubo de calor asistido por gravedad o tubo de calor sin malla. Tiene una
resistencia térmica baja, su operación es simple y no requiere de energía adicional para su
funcionamiento, por lo cual puede utilizarse con éxito en procesos de transmisión y
transformación de flujos de calor (Duque, 2004).
El intercambiador consiste en una serie de tubos termosifones, dentro de una coraza externa.
Los termosifones funcionan de manera vertical en esencia, sin embargo, estos pueden estar
inclinados siempre y cuando el ángulo de inclinación entre los tubos y la horizontal no sea
menor a 30° (Duque, 2004).
El termosifón más común es aquel que contiene una sección de evaporación (en el fondo del
contenedor) y una zona de condensación (en la parte superior del contenedor), en otras
palabras, existe una mezcla bifásica en la sección del fluido térmico y en el producto de proceso.
También existen intercambiadores que solamente tienen un cambio de fase en una de las
corrientes ya que, es mucho más práctico no tener que lidiar con una caldera y el manejo de
vapor a presiones altas (Da conceicão, 2015).
Estos equipos se utilizan mucho en torres de destilación. El diseño de estos equipos
corresponde a un procedimiento de cálculo iterativo, donde se estima un coeficiente global de
transferencia de calor y se supone una geometría se verifican las condiciones de operación
especificadas. El coeficiente de transferencia de calor viene dado tanto por ebullición nucleada
como por ebullición convectiva ya que el fluido vaporizado está fluyendo verticalmente sobre
una superficie caliente (Da conceicão, 2015).
Heurísticos de diseño y “Shortcut Method”
Un heurístico es una condición de operación, valores guía en el tamaño de algunos equipos o
rendimientos aproximados de equipos, los cuales reducen significativamente la necesidad de
cálculos. El “Método corto” (Shortcut Method) sustituye la necesidad realizar una gran cantidad
24
de cálculos para poder evaluar tamaños de equipos, condiciones de operación y rendimientos
de equipos (Turton, Bailie, & Whiting, 2009).
Turton (2009) menciona el proceso PAR (Predecir, Analizar y Reevaluar) el cual se puede
describir en los siguientes tres pasos a continuación:
1. Predecir: representa la mejor predicción de la solución, lo cual implica realizar
suposiciones y aplicar heurísticos basados en la experiencia, ya sean comprobadas en
trabajos académicos o de la opinión de otros profesionales que han trabajado en el
tema.
2. Analizar: en este paso, se debe buscar aquella ecuación o relación que logre resolver
parcialmente o de manera aproximada el problema, y hace posible realizar cálculos
para encontrar una solución.
3. Reevaluar: la mejor solución encontrada en el paso 2 se compara con la solución
predicha por el paso 1. Cuando la predicción no es aceptable, es necesario corregir el
razonamiento que llevó a la predicción deficiente.
Los heurísticos y guías para el diseño del proceso de destilación que se presentan a
continuación, se basan en el trabajo de Turton (2009):
Heurísticos para torres (destilación y absorción de gas):
1. La destilación es usualmente el método más económico para la separación de líquidos.
2. Para mezclas ideales, la volatilidad relativa es la razón de las presiones de vapor
3. La presión de operación de una torre se determina usualmente por la temperatura del
medio de condensación, (38 – 50) °C, si el fluido de enfriamiento es agua; o por la
temperatura máxima de la caldereta, hasta evitar una descomposición o degradación
del material a destilar.
4. La secuencia de columnas de separación multicomponentes:
a. Promover la separación más simple de primero, en otras palabras, separar el
componente que demande una menor cantidad de platos y reflujo. Y dejar los
componentes más complicados de separar al final.
25
b. Cuando ninguna de las volatilidades relativas y concentración inicial varía de
manera amplia, se deben remover uno por uno los componentes en el tope de
las torres.
c. Cuando los componentes adyacentes en la alimentación varían ampliamente en
las volatilidades relativas, la secuencia de separación debe ir en decrecimiento
a las diferencias de volatilidades.
d. Cuando las concentraciones en la alimentación varían ampliamente pero las
volatilidades relativas no, se deben separar los componentes con mayores
diferencias entre concentraciones.
e. Las relaciones de reflujo recomendadas se encuentran en un ámbito de 1,2 – 1,5
veces de la relación de reflujo mínima (Rmin).
f. Los valores recomendados del número de platos teóricos es cercano al doble del
mínimo número de etapas (Nmin).
g. El mínimo número de etapas se encuentra con las ecuaciones de Fenske-
Underwood.
𝑁𝑚𝑖𝑛 = ln (
𝑥(1 − 𝑥)𝑡𝑜𝑝
𝑥(1 − 𝑥)𝑏𝑢𝑡
) /ln (𝛼) (7)
h. El reflujo mínimo para pseudo-mezclas binarias se da cuando la separación se
completa esencialmente y la relación de D/F (destilado entre alimentación) está
dada por las ecuaciones:
Cuando la alimentación es cercana al punto de burbuja:
𝑅𝑚𝑖𝑛 (𝐷
𝐹) =
1
𝛼 − 1 (8)
Cuando la alimentación está en el punto de rocío:
26
𝑅𝑚𝑖𝑛 (𝐷
𝐹) =
𝛼
𝛼 − 1 (9)
i. Es recomendado utilizar un factor de seguridad del 10% para el número de
platos teórico calculado.
j. Para torres por encima de 0,9 m (3 ft) de diámetro, se debe de agregar 1,2 m (4
ft) al tope para la salida de vapores, y 1,8 m (6 ft) en el fondo para el nivel del
líquido y el retorno del horno.
k. El límite en altura de la torre es aproximadamente de 53 m (175 ft) por las
cargas de viento.
l. Un criterio adicional es que la relación L/D debe de ser menor que 30.
Heurísticos para torres de platos (destilación y absorción de gas):
1. Por razones de accesibilidad para trabajos de mantenimiento, el espaciamiento entre
platos debe de ser de (0,5 – 0,6) m.
2. Aproximadamente, las velocidades lineales son 0,6 m/s a presiones moderadas, y
1,8 m/s cuando se opera al vacío.
3. La caída de presión por plato debe estar en el orden de 7,6 cm de agua o 0,007 bar.
4. La eficiencia de los platos para una destilación de hidrocarburos ligeros y soluciones
acuosas es del 60% - 90%.
5. Los platos de agujeros tienen huecos de (0,6 – 0,7) cm de diámetro, y un área del 10%
del área transversal activa.
6. Las alturas del vertedero son de 5 cm, las longitudes del vertedero son
aproximadamente del 75% del diámetro de la bandeja, la velocidad del líquido: un
máximo de 1,2 m3/min en los vertederos.
Heurísticos para torres rellenas (destilación y absorción de gas):
1. Los rellenos estructurados y los aleatorios son adecuados para torres rellenas menores
a 0,9 m de diámetro cuando se requiere una caída de presión baja.
27
2. Reemplazar las bandejas con un relleno permite un mayor rendimiento en la
separación.
3. Para flujos de gas de 14,2 m3/min se recomienda usar 2,5 cm de relleno; para flujos de
56,6 m3/min o mayores se recomienda usar un relleno de 5 cm.
4. La razón entre el diámetro del relleno y el diámetro de la torre para una configuración
de relleno aleatorio debe de ser al menos 1/8.
5. Por el grado de deformación que tienen los plásticos, el empaque plástico tiene una
limitante de altura de (3 – 4) m y para el metal (6 – 7) m.
6. Los distribuidores de líquido se requieren cada 5 diámetros de torre para el empaque
“pall rings” y al menos cada 6,5 m para los otros tipos de relleno.
7. Las torres rellenas deben de operar cercanas al 70% de la condiciones de inundación.
8. El valor del HETP para el contacto de vapor y líquido, debe de ser (0,4 – 0,56) m para
un relleno “pall rings” de 2,5 cm, y (0,76 – 0,9) m para un relleno “pall rings” de 5 cm.
28
29
Capítulo 2: Características del tipo de mezcla de
hidrocarburos en estudio y esquema general de
destilación.
La empresa Balanced Energy obtiene una mezcla de hidrocarburos en estado líquido, producto
de la reacción de pirólisis partiendo de una materia prima de plásticos. Entre los plásticos que
utilizan son Polipropileno, Poliestireno y Polietileno. Actualmente la empresa está escalando la
capacidad del reactor de pirólisis y es por ello que tienen la necesidad de un sistema de
destilación adecuado.
El resultado de este trabajo está orientado a una planta piloto, esto porque aún hay mucho que
afinar con respecto al funcionamiento del nuevo reactor que la empresa está escalando, es por
ello que a partir de las caracterizaciones del producto actuales se plantea una propuesta de
proceso de separación de los productos que puedan tener valor agregado para la empresa.
Especificaciones Generales
Primeramente se deben determinar cuáles son los productos del proceso de destilación que se
van a favorecer para así poder establecer un balance de masa y lograr plantear un sistema de
destilación que cumpla con las recomendaciones técnicas y los heurísticos investigados de la
literatura, de manera que este proyecto sea un ejemplo de una herramienta para determinar
condiciones de operación en un sistema de destilación.
La empresa ha realizado varias mediciones a productos que ha destilado de manera
experimental y sin mucho conocimiento de qué compuesto es el que destila. Por lo tanto,
solamente se utilizarán las mediciones correspondientes a la mezcla de hidrocarburos inicial,
30
lo que se llamaría la alimentación del sistema de destilación. Los datos del Cuadro 5
corresponden a mediciones realizadas durante el año 2017.
Cuadro 5 Parámetros fisicoquímicos medidos de la mezcla de hidrocarburos que será
destilada (Balanced Energy, 2017)
Densidad, 𝜌 / kg/m3 875
Viscosidad, 𝜇 / Pa-s 1,30 x10-2
Además de los parámetros del cuadro anterior, la empresa se enfocó más en una curva de
destilación característica de su mezcla de hidrocarburos de alimentación, es por ello que se
tomarán como punto de partida los datos de la curva de destilación ASTM-D86 del material que
se pretende destilar, estos datos se encuentran en el Anexo en el Cuadro 29. Al realizar un
análisis comparativo entre la curva ASTM-D86 y los datos presentados por Recope de los
productos que se comercializaron en el país durante el año 2017, se elabora un gráfico que
muestra un aproximado de las fracciones de productos que pueden separarse, teóricamente, de
la mezcla de hidrocarburos. Entonces se puede extraer de la Figura 9 que hay aproximadamente
(44 – 50)% V/V de Nafta pesada, (30 – 39)% V/V de Keroseno y
48% V/V de Diésel.
De lo anterior se establece un porcentaje de destilado de Nafta del 50% del volumen total de la
mezcla de alimentación, según los heurísticos es altamente recomendable hacer la separación
más grande de primero, además es la separación que representa una menor cantidad de
destilado lo cual se traduce en una demanda energética menor para realizar la evaporación de
la mezcla de hidrocarburos. Esto quiere decir que el otro 50% del volumen es una mezcla entre
Keroseno y Diésel, la separación entre estas dos fracciones se debe realizar en un segundo
proceso de destilación con condiciones distintas. Bajo estas suposiciones, se establece la
distribución entre el Producto (Destilado) y el Subproducto (Fondo) que se va a seguir
utilizando para el dimensionamiento del proceso. Además hay que tener en cuenta que la Nafta
es un producto que puede ser utilizado en motores de combustión interna ya que es un
producto que se encuentra en el rango de las gasolinas, lo cual sugiere que al realizar estudios
sobre este producto, es posible obtener un producto que cumple con los requisitos de una
gasolina según los lineamientos de la Aresep.
31
Posteriormente se deberá plantear un balance de masa para ello, es necesario determinar las
densidades que se le asignarán a la mezcla de alimentación, producto y subproducto. La
empresa solamente proporcionó el valor de densidad del material de entrada a la torre de
destilación (ρF, Cuadro 6), mientras que la densidad del destilado en estado líquido será el de
la Nafta Pesada de Recope (ρD, Cuadro 6) y la densidad de la línea del fondo de la torre
(ρW, Cuadro 6) será mayor a la de la alimentación previendo que se separará la fracción menos
densa. Para obtener el dato de densidad del destilado en estado gas (ρG, Cuadro 6) se recurrió
al simulador CHEMDAD (se utilizó una versión de prueba estudiantil), donde se ingresó la curva
de destilación ASTM-D86 y las densidades requeridas. En el Cuadro 6 se muestran los datos de
densidad de las líneas.
Cuadro 6 Densidades de la alimentación, producto y subproducto de la destilación
(RECOPE, 2017)
Corriente Densidad, ρ/(kg/m3)
Alimentación, ρF 875
Destilado Líquido, ρD 750
Destilado Gas, ρG 3,213
Fondo, ρW 900
32
Figura 10. Curva de destilación ASTM-D86 y las posibles fracciones de derivados de petróleo que se pueden separar utilizando datos de referencia de Recope (RECOPE, 2017).
33
Esquema de destilación
Para definir el tamaño del proceso de destilación se necesita establecer el caudal del material a
destilar (alimentación). Este caudal lo dio la empresa, pues aseguraron tener la materia prima
necesaria para un flujo estimado de 250 L/h de alimentación (F). Ya que este flujo es
relativamente pequeño con respecto a los procesos de refinería usuales y tomando en cuenta
que se plantea una planta piloto, se dimensionará una columna rellena de destilación.
Según Watkins (1973), el requisito energético de un proceso de destilación de derivados de
crudos de petróleo es usualmente elevado, se decide realizar el dimensionamiento de un
proceso de destilación continuo, ya que bajo este esquema se permite realizar un
aprovechamiento mejor de la energía invertida. Además, un proceso continuo permite una
consistencia y homogeneidad mayor del producto final deseado, reduce los gastos en
manufactura y reduce el desperdicio de materia prima y residuos del proceso.
Hay que tener en cuenta que bajo un esquema de un proceso continuo la flexibilidad
operacional disminuye considerablemente con respecto a un esquema de proceso por lotes. Por
Flexibilidad operacional se entiende como la posibilidad de realizar un cambio rápido para
continuar con la producción sin incurrir en costos o pérdidas considerables (Seader, Henley, &
Roper, 2010). Como ya se mencionó, la principal ventaja de un proceso continuo es la capacidad
de aprovechar de mejor manera la energía invertida en forma de calor (en su mayoría) y la
energía invertida en el enfriamiento para el almacenamiento del producto y subproducto. Más
adelante se explicarán de mejor manera los aprovechamientos que se pueden hacer por medio
del diseño de una red de intercambio.
Específicamente, el proceso de destilación de flujo continuo es poco flexible con respecto a las
variaciones de la composición de la materia prima. Es por esto necesario que la alimentación
(mezcla de hidrocarburos inicial) del sistema de destilación mantenga una característica
homogénea en su composición de las fracciones, pues todos los cálculos del presente trabajo se
basan en la composición mostrada en la Figura 10.
En la Figura 10 se muestra el esquema más general posible de la separación propuesta en el
presente trabajo, se hace énfasis en esto porque al tratarse de una mezcla de hidrocarburos es
34
bastante usual que los procesos de destilación tengan más de una separación al mismo tiempo,
sin emabrgo este no es el caso del presente trabajo. Con esta información, la proporción de
flujos volumétricos de la Figura 10 y los datos de densidad presentados en el Cuadro 6 (y sus
consideraciones) es posible calcular el flujo másico de las corrientes con la siguiente ecuación:
𝐹 = �̇� ∙ 𝜌 (10)
Donde:
F = Flujo másico de alimentación, kg/s
�̇� = Flujo volumétrico, m3/s
𝜌 =Densidad, kg/m3
Con los valores que proporciona la ecuación 10 se puede establecer el balance de masa el cual
se ve representado en la Figura 11 y en la ecuación 11.
Figura 11. Esquema general de las líneas de entrada y salida de la operación de destilación
𝐹 = 𝐷 + 𝑊 (11)
35
Donde:
D = Flujo másico del destilado, kg/s
W = Flujo másico del fondo de la torre, kg/s
Teniendo en cuenta que las densidades presentadas en el Cuadro 6 fueron establecidas por
medio de estimaciones y aproximaciones de valores de origen bibliográfico o por un simulador,
se utilizará la ecuación 11 para despejar el flujo másico de Fondos. Se utiliza la densidad
reportada por la empresa para la corriente de Alimentación (F), el valor de densidad reportado
en el Cuadro 6 para la corriente del Destilado (D) de la columna; en otras palabras, se pretende
utilizar el valor bibliográfico de la Nafta Pesada para estimar el flujo de fondos.
Para el caso de las corrientes de alimentación y el fondo, es más complicado poder aproximar
la densidad de estas mezclas a alguna de referencia bibliográfica porque en ninguna de las
mezclas (F y W) se tiene un verdadero control de los Pseudo-Componentes1. Mientras que para
el caso de la corriente de destilación sí se puede aproximar a una densidad teórica porque la
idea es dimensionar un proceso de destilación que destile una Nafta parecida a la importada
por Recope.
Teniendo claridad cuales valores de densidad se utilizarán en el Cuadro 7 se presentan los flujos
másicos que serán la base de cálculo de todo el sistema.
Cuadro 7 Flujos másicos las corrientes mostradas en la Figura 11
Corriente Flujo másico, kg/s
Alimentación, F 0,06076
Fondo, W 0,03472
Destilado, D 0,02604
Es pertinente tener en cuenta que en los cálculos de este trabajo no se toman en cuenta los gases
que usualmente se forman en cualquier proceso de refinería de mezclas de hidrocarburos, por
1 Pseudo-componente: división en fracciones de la mezcla de hidrocarburos, la suma en masa de todos
los pesudo-componentes de como resultado la mezcla de hidrocarburos completa.
36
dos razones: la primera es porque en el proceso de pirólisis donde se produce el material a
destilar se pierden todos los gases a la atmósfera y la segunda es porque la empresa no cuenta
no cuenta con ninguna medición del gas capturado en la mezcla de hidrógeno que se produce
de la reacción de pirólisis.
En este capítulo se estableció las generalidades necesarias para realizar el dimensionamiento
de la planta piloto de destilación, es por ello que se a partir de aquí se desarrolló la muestra de
cálculo de una Lista de Precomisionado la cual sirve para determinar condiciones de operación
para el sistema de destilación de la mezcla de hidrocarburos, esta lista es presentada al final del
documento en el Cuadro 28 donde se recopiló los requerimientos del proceso y las dimensiones
importantes de los sistemas y equipos necesarios.
37
Capítulo 3: Condiciones de operación del proceso.
Según la Figura 10 para destilar el 50% del volumen de la mezcla de hidrocarburos inicial que
corresponde a la Nafta Pesada se requiere una temperatura de corte aproximada de 168 °C
(335 °F), esto quiere decir que esta será la temperatura del tope de la torre de destilación.
Para determinar las condiciones de operación del proceso completo de destilación, se deben
definir las temperaturas de las corrientes de alimentación, del producto (destilado) y del
subproducto (fondo). A continuación se mencionan condiciones de referencia iniciales y finales
para seguir con los cálculos:
• La temperatura de referencia inicial de la mezcla de hidrocarburos será a temperatura
ambiente (20 °C), esta condición se supone para considerar el escenario más crítico al
que la empresa se pueda enfrentar.
• Para mantener un ambiente seguro a la hora de almacenar el producto del destilado
(Nafta), este debe permanecer a temperaturas inferiores a 37 °C entonces se tomará en
cuenta que la temperatura final de la corriente de Destilado (D) es 30 °C para asegurarse
que no habrá un exceso de vapores (ARP SURA, 2018).
• Tomando en cuenta que la corriente de fondos (W) es una mezcla muy parecida al
Keroseno o al Diesel, se recomienda almacenar este tipo de productos a temperaturas
menores a los 54 °C, pues por encima de estas temperaturas se presentan los primeros
volátiles, entonces se tomará en cuenta que la temperatura final de la corriente de
Fondo (W) es 40 °C para asegurarse que no habrá un exceso de vapores (ARP SURA,
2018).
La corriente inicial de la mezcla de hidrocarburos a destilar se alimenta por la parte del fondo
de la columna, ya que, según Watkins (1979) en la entrada de una columna de destilación se
debe tener una zona de “flasheo” para facilitar la separación. Entonces el fondo de la columna
38
se dimensionará como un equipo de separación instantánea (“Flash”) y justo en el tope de la
zona de “flasheo” se colocará la zona de rectificación de la columna de destilación (el relleno de
la columna), más adelante se profundizará en el diseño de la zona de “flasheo” de la columna,
sin embargo en la Figura 12 se muestra el diagrama del tipo de columna que se pretende
dimensionar.
Figura 12. Diagrama de la columna de destilación propuesta
Para el dimensionamiento de la planta piloto se deben contemplar la disponibilidad de los
servicios auxiliares de enfriamiento y de calentamiento. Para elegir el fluido térmico de
39
calentamiento se deben de considerar los requisitos de la caldereta de la columna de destilación
y así poder escoger el fluido que se adapte a lo requerido y sea de fácil acceso. Más adelante se
detallarán estos aspectos.
Se utilizará un ciclo de enfriamiento con agua, pues las temperaturas de almacenamiento del
producto y el subproducto no son elevadas y además es mucho más sencillo y seguro trabajar
con un fluido que es de fácil acceso y que no es tóxico como el agua, este ciclo debe solventar
los requisitos energéticos que se detallarán en el Capítulo 5.
Dimensionamiento de la caldereta de la torre de destilación
Se utilizará un intercambiador de calor con vaporización en tubos, con la característica que son
unidades verticales que operan con cargas hidrostáticas relativamente grandes y bajas caídas
de presión. Por esta razón la vaporización ocurre en los tubos de intercambiadores de un paso
que permiten una mayor recirculación que la que es común en las unidades verticales, el equipo
que se utilizará como caldereta es el Termosifón Vertical de Circulación Directa el cual se
ejemplifica en la Figura 13.
Figura 13. Diagrama de Termosifón Vertical de Circulación Directa (Conceicao, 2015)
40
Las Calderetas de tipo Termosifón Vertical de Circulación directa son, frecuentemente, los
vaporizadores más económicos para las operaciones de destilación y evaporación (Conceicao,
2015). El fluido de calefacción circula fuera de los tubos (por la coraza) en contracorriente con
el fluido a evaporar, que circula por dentro de los tubos. En este equipo retorna a la torre una
mezcla de líquido-vapor en el fondo de la columna, por debajo del relleno (o del “último plato
teórico”), donde se produce la separación (Figura 12). Generalmente son intercambiadores 1-
1 con circulación directa.
El líquido y el vapor dejan la parte superior de la unidad a una gran velocidad; típicamente de
un 10 a 30% del líquido se vaporiza por paso. En el Cuadro 8 se dan los coeficientes típicos
globales para la operación de las Calderetas de tipo Termosifón Vertical.
Cuadro 8. Coeficientes típicos globales en Calderetas de tipo Termosifón Vertical
(McCabe, 2007)
Servicio Coeficiente global de transferencia,
U/(W/m2-°C)
Compuestos orgánicos pesados 570 – 900
Hidrocarburos ligeros 900 – 1250
Agua, disoluciones acuosas 1250 - 2000
Para determinar la carga energética necesaria de la caldereta se realizará un análisis más
enfocado en el intercambiador donde se lleva a cabo la transferencia de energía. Este análisis
se representa en la Figura 14 donde se muestran las corrientes de Fondos (W’) y la corriente
de servicio, esta corriente es la que aporta el calor necesario para hervir la corriente de W’.
41
Figura 14. Diagrama de la Caldereta propuesto para la destilación. Donde W’ es la corriente que es recirculada a la torre (fluye por los tubos) y maux es la corriente de servicio (fluye por la
carcasa) que proporciona el calor necesario
Las propiedades fisicoquímicas de la corriente W’ serán consideradas las mismas de la
corriente W, teniendo en cuenta que la corriente de entrada de la caldereta siempre se
encuentra en estado líquido, mientras que la salida es una mezcla en equilibrio vapor-líquido.
Para calcular el Factor K de la ecuación 12 correspondiente a la corriente W’, se necesita el valor
de la temperatura media de la fracción de hidrocarburos. Según la Figura 10 la corriente de
fondos es una mezcla entre Keroseno y Diesel, es por ello que se tomará como temperatura
media, el promedio entre las temperaturas medias reportada por Recope para cada uno de los
productos ya mencionados.
𝐾 =√𝑇𝑏𝑝3
𝑠𝑔 (12)
𝑇𝑏𝑝 =𝑇𝑘𝑒𝑟𝑜,50 + 𝑇𝑑𝑖𝑒𝑠𝑒𝑙,50
2
42
Donde:
𝐾 = Factor K, °R1/3 o °K1/3
𝑠𝑔 = Gravedad específica, adim
𝑇𝑏𝑝 = Temperatura promedio de ebullición, °R
𝑇𝑘𝑒𝑟𝑜,50 = Temperatura al 50% de Keroseno, °F
𝑇𝑑𝑖𝑒𝑠𝑒𝑙,50 = Temperatura al 50% de Diésel, °F
Entonces se tiene que 𝑇𝑏𝑝 = 228,1 °𝐶 (442,5 °𝐹) y, se debe tomar en cuenta que para convertir
a grados Rankine o Kelvin se le debe sumar 273,16 o 459,67, respectivamente, a los valores
anteriores. Además con el valor de 𝑠𝑔 = 0,9, es posible calcular el Factor K, cuyo valor es,
dependiendo de los grados que se usen:
𝑲 = 𝟏𝟎, 𝟕𝟒 °𝑹𝟏/𝟑
Otro valor importante de la corriente W’ son los grados API. Esta variable se calcula mediante
la ecuación 13, la cual depende de la gravedad específica.
𝐴𝑃𝐼 =141,5
𝑠𝑔− 131,5 (13)
Según Duque, se recomienda que el reciclo de la torre de destilación posea un 30% de fracción
de vapor, entonces el otro 70% corresponde a la corriente de Fondos (W = 0,03472 kg/s, ver
Cuadro 7). Planteando un balance de masa muy sencillo se tiene que el flujo másico del
subproducto a la entrada y salida de la caldereta es W’ = 0,04960 kg/s.
Se tomará como temperatura de la corriente W1’ 335 °F (168 °C) pues esta es la temperatura
de destilación de la torre. Para la temperatura de la corriente W2’ (ver Figuras 14) se debe
tomar en cuenta que se necesita una evaporación de aproximadamente el 30%. Tomando como
43
referencia los valores de la Figura 10, se tiene que para un 30% del volumen evaporado se
necesita aproximadamente una temperatura de 232 °C (450 °F).
Utilizando la Figura 5-3 de la página 173 del Nelson se puede estimar la cantidad de calor por
masa de la corriente de entrada y salida del intercambiador de calor, para utilizar la correlación
expuesta por Nelson es necesario tener los valores de Factor-K y los grados API, para poder
hacer las correcciones respectivas. En el Cuadro 9 se resumen las características importantes
de la corriente de W’.
Cuadro 9. Características de la corriente W´ del Termosifón Vertical de Circulación
Directa mostrado en la Figura 14
Temperatura promedio de ebullición, Tbp 902,2 °R
Factor-K 10,74
API 25,72
Fracción de vapor de la corriente W’ en la
salida del evaporador, (1-q) 0,3
Flujo másico de la corriente del subproducto
(W’) 0,04960 kg/s
Temperatura de W’ en la entrada del
evaporador, TW1 335 °F (168,33 °C)
Temperatura de W’ en la salida del evaporador,
TW2 450 °F (232 °C)
Entalpía corriente de entrada al evaporador de
W’, hW1 155,3 Btu/lb (361,23 kJ/kg)
Entalpía corriente de salida del evaporador en
estado vapor de W’, hvap,W2 337 Btu/lb
Entalpía corriente de salida del evaporador en
estado líquido de W’, hlíq,W2 219,73 Btu/lb
Entalpía corriente de salida del evaporador de
W’,hW2 254,91 Btu/lb (592,93 kJ/kg)
Para determinar la carga de energía necesaria para cumplir el valor de hW2 del Cuadro 9, se
utiliza la ecuación 14. Este es el calor necesario que debe recibir la mezcla de hidrocarburos
que se desea hervir, visto desde otra perspectiva, es el calor que debe ser capaz de entregar la
corriente de servicio auxiliar a través del intercambiador de calor.
44
𝑄𝑁 = (ℎ𝑊2 − ℎ𝑊1) ∙ 𝑊′ (14)
𝑄𝑁 = 11,49 𝑘𝐽/𝑠 (𝑘𝑊)
𝑸𝑵 = 𝟒𝟏 𝟑𝟔𝟒 𝒌𝑾 ∙ 𝒉
Donde:
𝑄𝑁 = Calor necesario para la operación de la caldereta, kJ/s; kW; kJ/h; kW-h
ℎ𝑊2 = Entalpía corriente de salida de la caldereta,
ℎ𝑊1 = Entalpía corriente de entrada de la caldereta,
A partir del 𝑄𝑁 se puede completar el balance de energía del sistema planteado (ver Figura 14)
por medio de la ecuación 15 donde se involucra la corriente de servicio, la cual se utiliza para
aportar el calor necesario para la destilación.
𝑄𝑁 = (𝑇𝑖𝑛 − 𝑇𝑜𝑢𝑡) ∙ 𝑚 𝐶𝑝 (15)
Donde:
𝑇𝑖𝑛 = Temperatura de entrada del sistema, °C; °F
𝑇𝑜𝑢𝑡 = Temperatura de salida del sistema, °C; °F
𝑚 = Flujo másico, kg/s; kg/h
𝐶𝑝 = Capacidad Calorífica, kJ/(kg °C)
Por medio de la ecuación 15, se puede calcular la cantidad de flujo másico necesario de la
corriente de servicio auxiliar y las temperaturas de trabajo. Pero primero, se debe realizar una
escogencia del tipo de fluido que servirá como corriente de servicio y así establecer las
temperaturas de trabajo de esta corriente.
45
Fluido térmico de calentamiento:
Para el proceso de destilación de fracciones de petróleo, los aportes calóricos no se pueden
realizar por medio de un sistema directo, es por ello que se debe recurrir a sistemas de
calentamiento con aceites térmicos. Esto sucede porque la mezcla de hidrocarburos es
inflamable y además es posible causar una descomposición térmica.
Una sustancia que deba usarse como portadora de calor, deberá satisfacer inicialmente las
siguientes condiciones (Pirobloc, 2018):
• Ser barata y de fácil obtención
• Estabilidad térmica buena
• No debe atacar a los materiales de construcción del sistema
• Volatilidad baja
• Propiedades de transferencia de calor favorables
• Punto de solidificación bajo y viscosidad baja
A continuación se muestran en el Cuadro 10 y 11 algunos fluidos y sus distintas características
fisicoquímicas que están disponibles en el mercado.
46
Cuadro 10 Fluidos térmicos con sus gamas útiles de temperaturas y presiones
(Duque, 2004)
Fluidos Ámbito de temperaturas (°C) Ámbito de presiones* (kPa)
Vapor 93 – 593 0 -31 027
Agua 148 – 205 620,5 – 1 586
Dowtherm A 232 – 399 0 – 1 000
Dowtherm E 148 – 260 0 – 497
Aceites minerales -1 – 316 0
Sales fundidas 143 – 593 0
Compuestos de silicio 38 – 371 0
Bifenilos clorados -17 – 316 0
NaK 38 – 760 0
Mercurio 316 – 538 0 – 1 241
Gases de Combustión -1 – 1 094 0 – 1 241
*Presión manométrica
Cuadro 11 Propiedades físicas de fluidos térmicos comerciales (Duque, 2004)
Fluido Densidad*
(kg/m3)
Temperatura de
ebullición (K)
Capacidad Calorífica
(kJ/kgK)
Viscosidad
(cp)
Agua 958 373 4,208 0,284
Dowtherm A 873 531 2,202 0,300
Dowtherm E 1 181 451 1,725 0,300
Aceite Mobiltherm
600 900 >589 2,428 0,595
Aceite Mobiltherm
ligero 930 >478 2,219 0,873
Hydrotherm 750-200 1 110 -- 2,345 0,572
Hydrotherm 700-160 1 080 -- 2,680 0,606
Thermisol FR-2 1 380 613 1,394 0,630
*Densidad a 100 °C
Con la información expuesta anteriormente se determina el Fluido Térmico será
“DowTherm A”, pues las temperaturas de operación están entre las que se pretenden
(232 - 399) °C y su temperatura de ebullición (258 °C; 496,4 °F) es lo suficientemente alta como
para mantener en todo momento un estado líquido en esta corriente de servicio.
47
Exceptuando el agua, el fluido térmico “DowTherm A” presenta una capacidad calorífica alta en
comparación a los otros fluidos consultados en la literatura. Se descarta el agua porque las
temperaturas del proceso están muy por encima a la temperatura de ebullición (100 °C), y
habría que tratar con sistemas para el manejo de vapor, donde a 180 °C (356 °F), el agua
desarrolla una presión de vapor de 10 bar, alcanzando 50 bar para una temperatura de 260 °C
(500 °F). Ello implica una serie de exigencias (obra civil, conductor de caldera) y riesgos
inevitables. Por otro lado, los problemas de corrosión, mantenimiento y tratamiento de agua.
Por estas razones es que se decide no utilizar el agua y el uso de una caldera como tal.
Mientras que al elegir el fluido térmico “DowTherm A” el sistema de calentamiento necesario
es mucho más simple de manejar pues es posible operar con presiones muy bajas, dentro de
una gama de temperaturas hasta 350 °C (662 °F). Los problemas de corrosión son
prácticamente inexistentes, y su riesgo bajo posibilita la ubicación los sistemas de
calentamiento (por resistencia eléctrica o algún otro) dentro del mismo almacén donde se
pretenda instalar el proceso de destilación. Por otro lado, al trabajar siempre en fase líquida,
sin cambios de estado durante el proceso, conlleva un ahorro energético importante en
comparación con el tradicional y convencional circuito de vapor (pérdidas entálpicas de los
condensados).
Como se trabajará con una corriente de servicio en estado líquido, por lo tanto, se debe trabajar
por debajo de la temperatura de ebullición (Teb) del DowTherm A. Se propone trabajar con una
temperatura de 5 °C por debajo. Para definir la temperatura de salida de la corriente de servicio,
se debe tomar en cuenta el heurístico de mantener una temperatura mínima de aproximación
superior a 10 °C (20 °F), esto quiere decir que la temperatura de salida de la caldereta debe ser
10 °C mayor que la temperatura de salida de la mezcla de hidrocarburos (la corriente que
recircula a la torre de destilación). En el Cuadro 12 se resumen las características del Fluido
térmico DowTherm A.
48
Cuadro 12 Resumen de las propiedades más importantes de la corriente de servicio
DowTherm A
Ámbito de temperaturas de operación
recomendada (232 – 399) °C
Densidad del Fluido Térmico, ρ 873 kg/m3
Temperatura de ebullición, Teb 258 °C (496,4 °F)
Capacidad calorífica, Cp 2,202 kJ/(kg - °C)
Viscosidad, µ 0,3 cp
Temperatura de entrada del fluido térmico a
la caldereta, Tft1 253 °C (487,4 °F)
Temperatura de salida del fluido térmico a
la caldereta, Tft2 243 °C (470 °F)
Flujo másico de fluido térmico, maux 0,5218 kg/s
Entonces al despejar la ecuación 15 y al utilizar los valores reportados en el Cuadro 12 es
posible calcular la demanda, en masa por segundo, del fluido térmico (el cual se encuentra en
el cuadro anterior).
Para concluir con este dimensionamiento de la caldereta (Evaporador Termosifón) se utiliza la
ecuación 16, con la cual es posible calcular los requisitos específicos en cuando al valor del
coeficiente global de transferencia de calor y el área del intercambiador (UA). Además, en esta
ecuación se utiliza la diferencia de temperatura logarítmica (∆𝑇𝐷𝑇𝑀𝐿) como método de cálculo,
esto permite determinar el área de transferencia de calor necesaria a partir de las temperaturas
de entrada y salida y el flujo másico de los dos fluidos. Es conveniente el uso del método ∆𝑇𝐷𝑇𝑀𝐿
ya que la diferencia de temperatura entre los fluidos caliente y frío varía a lo largo del
intercambiador. Este método está descrito por la ecuación 17.
𝑄𝑁 = 𝑈𝐴(∆𝑇𝐷𝑇𝑀𝐿) (16)
∆𝑇𝐷𝑇𝑀𝐿 =(𝑇1 − 𝑡2) − (𝑇2 − 𝑡1)
ln (𝑇1 − 𝑡2𝑇2 − 𝑡1
) (17)
49
Donde:
𝑈 = Coeficiente global de transferencia de calor, kW/(m2 °C)
𝐴 = Área de transferencia de calor, m2
∆𝑇𝐷𝑇𝑀𝐿 = Diferencia de temperatura logarítmica, °C; °F
𝑇1 y 𝑇2= Temperatura de fluido caliente en: entra y salida, °C; °F
𝑡1 y 𝑡2= Temperatura de fluido frío en: entrada y salida, °C; °F
Sustituyendo los valores de los Cuadros 8, 9 y 12 en las ecuaciones 16 y 17, es posible estimar
un área de transferencia necesaria para el evaporador de tipo Termosifón Vertical de
Circulación Directa que se utilizará como caldereta. Se volverá a hacer énfasis que estos valores
son aproximaciones según las pocas mediciones posee la empresa. El producto de estas
ecuaciones se observa en el Cuadro 13, donde además, se incluye la caída de presión máxima
permitida para el fluido que circula por los tubos y el que circula por la carcasa, según los
heurísticos consultados.
Cuadro 13 Valores de la transferencia de calor en la caldereta y las caídas de presión
aceptadas
Diferencia de temperatura logarítmica,
∆𝑇𝐷𝑇𝑀𝐿 43,23 °C
Valor UA 0,265 kW/°C
Ámbito valores para U (0,57 – 0,9) kW/(m2 °C)
Ámbito de área de transferencia (según el
valor de U), A (0,295 – 0,466) m2
Caída de presión máxima para el fluido que
pasa por los tubos de la caldereta, ∆𝑃𝑡𝑢𝑏𝑜 10 kPa
Caída de presión máxima para el fluido que
pasa por la carcasa de la caldereta, ∆𝑃𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 62 kPa
Subproducto de la destilación y ubicación de la empresa
El subproducto del proceso de destilación planteado no se puede considerar como un residuo,
pues este subproducto es una mezcla de hidrocarburos un poco más pesada que la fracción de
50
keroseno, según el análisis de la Figura 9. Este subproducto debe separarse en otro proceso de
destilación acoplado al que se propone en este trabajo.
Por último, la empresa no ha definido un lugar específico donde planean instalar el proceso de
destilación, es por lo que no es posible realizar alguna recomendación. Sin embargo en la parte
final del trabajo se adjunta una lista de comprobación en la cual se resumen todos los datos
importantes del proceso de destilación planteado. Esta lista de comprobación debe tenerse en
cuenta para determinar los requisitos del lugar donde se vayan a instalar los equipos necesarios
del proceso planteado.
51
Capítulo 4: Columna de Destilación.
Zona de Evaporación Rápida o “Flasheo” (entrada de la corriente a destilar)
Existen varios tipos de “flasheos”, en este caso como se pretende evaporar una gran cantidad
de ligeros entonces se propone un separador vertical. Según Turton (2009) el tiempo de
retención típico para procesos que conllevan equipos de separación instantánea (“Flash”) son
cinco minutos. Además la relación entre la altura de la cámara de “flasheo” y el diámetro de
“flash” deben oscilar entre los valores de 2,5 – 5 (L/D = 2,5 – 5). En el siguiente Cuadro 14 se
presentan algunas alturas mínimas recomendadas que debe respetar un equipo “Flash”, estas
mismas alturas se representan en la Figura 15.
Cuadro 14 Alturas recomendadas para equipos de separación instantánea (“Flash”)
Altura Nomenclatura de la Figura 14 Criterios
Espacio para evitar arrastre H1 1,3 ft (0,396 m) o 15% del
Diámetro*
Espacio para remoción por
gravedad H2
2 ft (0,610 m) o 50% del
Diámetro*
Nivel más alto del líquido del
fondo H3 1,3 ft (0,396 m)
Altura total de líquido
retenido en el fondo de la
zona “Flash”
H4 Depende de las
dimensiones del “Flash”
52
Figura 15. Diagrama del equipo “Flash” con las alturas recomendadas del Cuadro 14
Las corrientes de entrada deben tener un accesorio interno para desviar el flujo hacia el fondo
del separador, se propone como accesorio de entrada una caja abierta por el fondo, soldada a
la boca de entrada, por la parte interior del equipo (este accesorio es la caja mostrada en la
Figura 15, también se puede apreciar mejor en la Figura 23). En esta Figura se nota que existen
53
dos entradas, una corresponde a la mezcla inicial de hidrocarburos y la otra corresponde a la
recirculación de la caldereta.
No se considerarán los eliminadores de neblina porque como ya se ha dicho, justo por encima
de la Zona “Flash” está la zona de rectificación. Sin embargo la distancia se agregará para el
diseño del “Flash”.
Entonces, para realizar el dimensionamiento de la Zona “Flash” se deben sumar las alturas del
Cuadro 14, tal y como se muestra en la ecuación 18. En esta ecuación hay una variable que se
debe despejar con la información que ya se posee, la cual es H4.
𝐻𝑡 = H1 + H2 + H3 + H4 (18)
Donde:
𝐻𝑡 = Altura total del equipo “Flash”, m
Sin tomar en cuenta la altura H4, a partir de la ecuación 18 se tiene un valor preliminar de
altura: Ht = 1,4 m. con este valor de altura se despeja la ecuación 19 para obtener el diámetro
interno teórico del equipo de separación instantánea.
𝑑𝑖𝑡 = Ht/3 (19)
𝑑𝑖𝑡 = 0,467 m
Donde:
𝑑𝑖𝑡 = diámetro interno teórico del equipo “Flash”, m
54
El diámetro interno teórico debe ser aproximado a las medidas estándar de las tablas de tubería
comercial, en este caso se aproximará a un diámetro nominal de 20´´ y por lo tanto el diámetro
interno verdadero es 𝒅𝒊 = 𝟎, 𝟒𝟖𝟐𝟔 𝒎 (VEMACERO, 2018). Las dimensiones finales de la zona
de separación instantánea se resumen en el Cuadro 15.
Al aproximar el equipo de separación instantánea a la forma geométrica de un cilindro vertical,
es posible determinar la altura que ocupa el líquido de subproducto en el fondo del “Flash”.
Como ya se mencionó, se utilizará un tiempo de retención de cinco minutos y tomando como
referencia el flujo de alimentación (250 L/h), se tiene una acumulación del volumen en el fondo
de 20,83 L (0,0208 m3). Con la ecuación 20 se obtiene la altura de retención en el fondo de la
zona “Flash”, esta altura se multiplica por dos con el fin que el proceso pueda permitirse un
tiempo de retención un poco más variable previendo alguna eventualidad y así poder evitar que
la columna se quede vacía.
𝐻4∗ = 𝑣/𝐴𝑇 (20)
𝐻4∗ = 0,114 𝑚
𝐻4 = 2 ∙ 𝐻4∗
𝑯𝟒 = 𝟎, 𝟐𝟐 𝒎
Donde:
𝑣 = volumen de la zona de líquido acumulado en el fondo de la zona de “Flash”, m3
𝐴𝑇 =𝜋𝑑𝑖2
4 = Área interna teórica de la zona “Flash”, m2
Con el dato de H4 y la ecuación 18 es posible calcular la altura verdadera de la Zona de
“Flasheo”, la cual es Ht = 1,62 m. Se acepta este valor cuando se realiza la corroboración de esta
altura con la recomendación de la relación entre la altura y el diámetro de la Zona de “Flash”
según Turton: Ht/D =1,62/0,4826 = 3,35.
55
Cuadro 15 Dimensionamiento de la zona más baja de la columna de destilación y entrada
de la corriente de alimentación (Zona de “Flasheo”)
Altura Total de la Zona “Flash”, Ht 1,62 m
Diámetro nominal de la Zona “Flash”, 𝑑′ 20’’(0,508 m)
Diámetro interno de la Zona de “Flash”, 𝑑𝑖 0,485 m
Espacio para evitar arrastre, H1 0,396 m
Espacio para remoción por gravedad, H2 0,610 m
Espacio entre el Nivel más alto del líquido y la entrada de la
corriente, H3
0,396 m
Altura total de líquido retenido en el fondo de la Zona “Flash”, H4 0,22 m
Justo arriba de la Zona de “Flasheo” se encuentra la columna de rectificación (tal y como se
muestra en la Figura 12) la cual se encarga de generar el perfil de temperaturas para poder
realizar el corte necesario para destilar el porcentaje de Nafta ya determinado. A continuación
se procede con el cálculo específico para determinar el área y altura de la columna de
destilación.
Área estimada de la columna de rectificación
El parámetro más importante para establecer el área transversal de la torre es el porcentaje de
inundación que se va a permitir durante la destilación. Es por ello que se utilizará como
referencia el gráfico de la Figura 16, donde se muestran las correlaciones de Eckert.
Primeramente se calcula el área a la cual se presenta una condición de inundación al 100% en
función del parámetro de flujo “FLV “. Este parámetro de flujo es característico de la separación
que se vaya a llevar a cabo; para la separación planteada en este proyecto se tiene un valor de:
𝐹𝐿𝑉 =𝐿′
𝐺′∙ √
𝜌𝐺
𝜌𝐺(𝜌𝐿 − 𝜌𝐺) (21)
56
Donde:
𝐹𝐿𝑉 = Factor de flujo, adimensional
𝐿′ = Flujo másico del líquido, kg/s
𝐺′ = Flujo másico del gas, kg/s
𝜌𝐺 = Densidad del gas, kg/m3
𝜌𝐿 = Densidad del líquido, kg/m3
Los valores de la ecuación 21 ya se calcularon, donde el flujo másico líquido y sus propiedades
son aproximados a las del Fondo de la torre (W) y el flujo másico del gas y sus propiedades son
aproximados a la del Destilado de la torre (D). Bajo estos supuestos el valor de la ecuación 21
sería el siguiente:
𝐹𝐿𝑉 = 0,06317
57
Figura 16. Correlaciones de Eckert para el porcentaje de inundación y la caída de presión por metro de altura según el área de la columna
Entonces para una condición de inundación, el valor de correlación de Eckert (ecuación 22) se
determina con la curva que se señala en la Figura 16. Este valor de correlación es con el que se
calculará el área trasversal de la columna y, este valor, depende de la viscosidad del líquido y
del factor de forma del tipo de relleno que se proponga para el dimensionamiento de la torre
de destilación.
𝛾 =(𝐺′/𝐴𝑐)2(𝜇𝐿)0,1𝐶𝑓
𝜌𝐺(𝜌𝐿 − 𝜌𝐺) (22)
58
Donde:
𝛾 = Valor de correlación de Eckert
𝜇𝐿 = Viscosidad del líquido, Pa-s
𝐶𝑓 = Factor de forma del relleno, ft-1
𝐴𝑐 = Área calculada de la columna, m2
Para este proyecto se escogerán Anillos Pall, pues según la bibliografía consultada (Sulzer,
2018) este tipo de relleno es muy común y existe una gran diversidad de materiales y formas.
Del Treybal en la Tabla 6,3 de la página 220, se tienen datos generales de este tipo de relleno
los cuales se muestran en el Cuadro 16. Se debe considerar que estos datos cambian un poco
dependiendo a la forma específica del relleno, por lo tanto, los valores deben actualizarse según
el tipo de relleno que se vaya a comprar. En el Cuadro 16 se retoma el valor de viscosidad el
cual se encuentra en el Cuadro 5.
Cuadro 16 Datos Importantes para el cálculo del área transversal de la columna de
destilación
Variable Valor
Factor de forma del relleno, 𝐶𝑓 97 ft-1
Área específica del relleno de Anillos Pall, a 341 m2/m3
Viscosidad del líquido, 𝜇𝐿 1,30 x10-2 Pa-s
Correlación Eckert inundación, 𝛾 0,23
Con el valor de inundación 𝛾 presentado en la última fila del Cuadro 16, es posible calcular el
área de inundación. Despejando la ecuación 22 y aplicando las consideraciones ya mencionadas
se puede calcular el valor del área de inundación de la columna de destilación, como se presenta
a continuación:
√(𝐺′/𝐴𝑐)2 = √0,23
0,0218
59
𝑨𝒄 = 𝟖, 𝟎𝟏𝟐𝟑 𝒙𝟏𝟎−𝟑 𝒎𝟐
Siguiendo los heurísticos planteados en la sección del marco teórico, donde se recomienda
dimensionar un área que resulte un porcentaje de inundación entre un 60% y un 90%. Entonces
se tiene que el área para un 60% de inundación es:
𝐴𝑐′ =
𝐴𝑐
0,6= 0,01335 𝑚2
𝑑𝑖′ = √
4 𝐴𝑐′
𝜋= 0,1304 𝑚 (23)
Donde:
𝐴𝑐′ = Área calculada de columna para un 60% de inundación, m2
𝑑𝑖′ = Diámetro calculado interno para 𝐴𝑐
′, m
Con el valor de diámetro interno para un 60% de inundación, se aproximará a alguna medida
estándar de tubería. Tomando como referencia las tablas presentadas en el libro Fenómenos de
transporte cantidad de movimiento, calor y masa de Gerardo Chacón, se utilizará una cédula
número 40 para realizar la columna ya que la operación de destilación será atmosférica. Con
estas consideraciones se escoge una tubería de 5´´; a continuación se resumirán los valores
característicos (Chacón, 2012):
60
Cuadro 17 Dimensiones importantes para columna de destilación
Variable Valores
Diámetro nominal, dN 5 pulg
Diámetro externo, de 0,1413 m
Cedula de tubería, cd 40
Espesor de tubería, esp 6,6 mm
Diámetro interno de tubería, di 0,1281 m
Área Real de la Columna, AR 0,01290 m2
Con el valor del área real de la columna presentado en la última fila del Cuadro 17, y tomando
la consideración que el proceso de destilación se llevará a cabo para un 62% de inundación.
Este valor cumple con el heurístico antes mencionado del porcentaje de inundación permitido.
Con la nueva área de columna, es posible calcular la caída de presión por metro de altura para
el tipo de relleno escogido. Utilizando la ecuación 22 y el valor de área del Cuadro 17 se tiene el
siguiente resultado:
𝛾 = 0,09
Con este valor de correlación de Eckert y la Figura 16, se estima que la caída de presión por
metro de altura de relleno efectivo se encuentra entre los siguientes valores:
∆𝑃
∆𝑧= (600 − 800) 𝑃𝑎/𝑚
Donde:
∆𝑃
∆𝑧 = Caída de presión por metro de altura de relleno, Pa/m
61
Nuevamente se cumple con los heurísticos de la sección de marco teórico, donde se recomienda
una caída de presión entre (400 – 820) Pa/m. De ahora en adelante se tomará como valor de
cálculo los 800 Pa/m, para dimensionar el equipo con el peor de los escenarios.
Altura efectiva real de la columna de rectificación
Se propone utilizar el Método Corto de Cálculo FUG (Fenske, Underwood, Gilliland) para
estimar un número de etapas teóricas necesarias para realizar la separación más precisa
posible. Para poder llevar a cabo el método FUG se necesitan varios datos de equilibrio de la
mezcla a destilar (F), de manera específica se necesita la curva de equilibrio líquido-vapor o las
volatilidades relativas.
Como no existen datos experimentales se utilizó nuevamente el simulador, adaptando la
metodología que plantea Enrique Tarifa (2008) donde se utiliza un simulador para determinar
los datos de equilibrio líquido-vapor basándose en la información proporcionada por las curvas
ASTM D86 (Figura 10). Esta vez se planteó en un simulador un equipo de destilación “Flash” (o
destilación en equilibrio) con el fin de obtener los datos de equilibrio líquido-vapor de la mezcla
a la temperatura de alimentación (TF). Para cumplir con el Balance de Masa del Cuadro 11 y con
una relación de destilación del 50% del volumen destilado, se establece una temperatura de
alimentación de 335 °F ya que esta temperatura representa el 50% del volumen destilado.
Se realiza la simulación en equilibrio (“Flash”), se establece una temperatura de 335 °F a la
corriente de alimentación, la condición del equipo “Flash” se establece en una temperatura de
335 °F y una presión de 1 atmósfera para obtener los datos de equilibrio Líquido-Vapor los
cuales se muestran en el Cuadro18. En la sección de Anexos en la Figura 35 y 36 se muestran
las condiciones de simulación. Y en la Figura 37 se muestra la distribución de las fracciones
molares en un estado de equilibrio.
A partir de los valores reportados en el Cuadro 18, es posible realizar el cálculo de las
volatilidades relativas de los 25 Pseudo-Componentes en los que se decidió separar la mezcla
de hidrocarburos de alimentación (F). Primeramente se debe calcular la Constante de
Equilibrio K, por medio de la ecuación 24 y luego las volatilidades relativas con la ecuación 25,
para la aplicación de esta última ecuación es necesario tomar un Pseudo-Componente como
62
referente. Se determinó como referencia el Pseudo-Componente número 13. Más adelante se
explicará con detalle la elección de este componente clave.
𝐾𝑖 =𝑦𝑖
𝑥𝑖 (24)
𝛼𝑖,𝑘 =𝐾𝑖
𝐾𝑘 (25)
Donde:
𝑦𝑖= Fracción mol de vapor en el equilibrio, adim
𝑥𝑖 = Fracción mol de líquido en el equilibrio, adim
𝐾𝑖 = Constante de equilibrio K de un compuesto i (o un compuesto clave “k”), adim
𝛼𝑖,𝑘 = Volatilidad relativa de un compuesto i con respecto a un compuesto clave, adim
Basándose en las ecuaciones anteriores, se genera el Cuadro 19 donde se presentan las
constantes de equilibrio K y las volatilidades relativas de los 25 Pseudo-Componentes. A
continuación se explica cómo se determinaron los compuestos claves, los cuales corresponden
a los valores de las filas en color rojo de Cuadro 18 y el Cuadro 19.
63
Cuadro 18 División de los Pseudo-Componentes según el simulador, fracciones molares en
la alimentación y en la condición de equilibrio a una Temperatura de
335 °F (TF)
Número de
Pseudo-
Componente,
(Np-c)
Clasificación
de mezcla
Temperatura
Normal de
Ebullición,
TNE/(°F)
Fracción
molar de los
Pseudo
Fracción
molar en
estado vapor,
yi
Fracción
molar en
estado
líquido, xi
1
Ligeros
88 0,0266 0,04258 0,00223
2 109 0,0249 0,03963 0,00260
3 131 0,0235 0,03691 0,00305
4 152 0,0222 0,03438 0,00359
5 173 0,021 0,03199 0,00425
6
Nafta
(IBP-90)
194 0,0199 0,02971 0,00504
7 215 0,0655 0,09498 0,02067
8 237 0,1188 0,16619 0,04670
9 258 0,114 0,15232 0,05562
10 279 0,0915 0,11546 0,05516
11 300 0,0544 0,06377 0,04014
12 321 0,0381 0,04072 0,03403
13 Mezcla:
Nafta, Kero y
Diésel
343 0,0276 0,02636 0,02946
14 364 0,0296 0,02466 0,03717
15 385 0,0307 0,02164 0,04436
16
Diésel
(10 – 90)
406 0,0307 0,01789 0,05030
17 427 0,0364 0,01693 0,06589
18 449 0,046 0,01667 0,09061
19 470 0,0423 0,01160 0,08892
20 491 0,0362 0,00733 0,08000
21 512 0,0281 0,00412 0,06461
22 533 0,0165 0,00171 0,03902
23 555 0,0115 0,00083 0,02777
24 576 0,0104 0,00051 0,02548
25 597 0,0337 0,00112 0,08332
Para poder aplicar las ecuaciones que describe el método FUG, es necesario establecer un
Compuesto Clave Ligero (LK) y un Compuesto Clave Pesado (HK). Por definición un compuesto
Clave Ligero (LK) es el compuesto más pesado de la corriente de Destilados (D) que, a su vez,
esté presente en la corriente de Fondos (W). Por otra parte, un compuesto Clave Pesado (HK)
64
es el compuesto más ligero de la corriente de Fondos (W) que, a su vez, esté presente en la
corriente de Destilados (D) para alguna separación que se pretenda realizar por parte de alguna
torre en condiciones ideales.
Por medio del Balance de Masa y el Cuadro 19, es posible calcular las recuperaciones en masa
de cada uno de los Pseudo-Componentes en la corriente de Destilados (D) y Fondos (W). Estas
recuperaciones se representan con la ecuación 26 para la Corriente D y con la ecuación 27 para
la Corriente W; los valores se reportan en el Cuadro 19 y también se pueden observar de mejor
forma en el gráfico de la Figura 17. Se debe tomar en cuenta que para los valores de
recuperación se realizó otra simulación de una columna de destilación donde se le condicionó
con los valores del balance de masa del Cuadro 7, las condiciones de operación de la columna
simulada se pueden consultar en la sección de Anexos en la Figura 36.
65
Cuadro 19 Constante de equilibrio y Volatilidad relativa de los 25 Pseudo-Componentes
Np-c
Constante de
equilibrio K,
adimensional
Volatilidad Relativa,
αi,HK
Recuperación
de i en D, Ri,d
Recuperación
de i en W, Ri,w
1 19,107 21,358 1,00 0,00
2 15,227 17,021 1,00 0,00
3 12,093 13,517 1,00 0,00
4 9,565 10,691 1,00 0,00
5 7,530 8,418 1,00 0,00
6 5,899 6,594 1,00 0,00
7 4,595 5,137 1,00 0,00
8 3,559 3,978 1,00 0,00
9 2,738 3,061 1,00 0,00
10 2,093 2,340 1,00 0,00
11 1,589 1,776 0,98 0,02
12 1,197 1,338 0,89 0,11
13 0,895 1,000 0,17 0,83
14 0,663 0,742 0,00 1,00
15 0,488 0,545 0,00 1,00
16 0,356 0,398 0,00 1,00
17 0,257 0,287 0,00 1,00
18 0,184 0,206 0,00 1,00
19 0,130 0,146 0,00 1,00
20 0,092 0,102 0,00 1,00
21 0,064 0,071 0,00 1,00
22 0,044 0,049 0,00 1,00
23 0,030 0,033 0,00 1,00
24 0,020 0,022 0,00 1,00
25 0,013 0,015 0,00 1,00
𝑅𝑖,𝑑 =𝑑𝑖
𝑓𝑖 (26)
𝑅𝑖,𝑤 =𝑤𝑖
𝑓𝑖 (27)
66
Donde:
𝑅𝑖,𝑑 y 𝑅𝑖,𝑤 = Recuperación del compuesto i en D o W, adimensional
𝑑𝑖 = Flujo mol del compuesto i en D, kmol/h
𝑤𝑖 = Flujo mol del compuesto i en W, kmol/h
𝑓𝑖 = Flujo mol del compuesto i en F, kmol/h
Figura 17. Gráfico de Recuperaciones Ri,d y Ri,w
Del gráfico de la Figura 17 se puede observar de mejor manera que el Pseudo-Componente
Clave Ligero (LK) debe ser el número 11 pues es el compuesto más pesado del Destilado (D)
que a su vez tiene un valor de recuperación en Fondos (W) mayor que cero. Mientras que el
Pseudo-Componente Clave Pesado (HK) debe ser el número 13 pues es el compuesto más ligero
de la corriente de Fondos (W) que a su vez tenga un valor de recuperación en el Destilado (D)
mayor que cero.
Con los valores de recuperación se puede realizar una equivalencia de la ecuación (7) de Fenske
común, la cual se presenta en la sección Marco Teórico. La expresión equivalente se muestra en
la ecuación 25, esta se plantea en el trabajo de Liu (2012).
0,0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1,0
0 5 10 15 20 25
Rec
up
erac
ión
de
des
tila
do
s y
fon
do
s
Número de Componente
Ri,d (di/fi)
Ri,w (wi/fi)
67
𝑁𝑚𝑖𝑛 =
ln (𝑅𝐿𝐾,𝑑
1 − 𝑅𝐿𝐾,𝑑∙
𝑅𝐻𝐾,𝑤
1 − 𝑅𝐻𝐾,𝑤)
ln (𝛼𝐿,𝐻)
(28)
𝛼𝐿,𝐻 =𝛼𝐿𝐾,𝐻𝐾 + 𝛼𝐻𝐾,𝐻𝐾
2 (29)
Donde:
𝑅𝐿𝐾,𝑑 y 𝑅𝐻𝐾,𝑤 = Recuperación del compuesto LK en D ó HK en W, adimensional
𝑁𝑚𝑖𝑛 = Número de etapas teóricas mínimas para destilación, adimensional
𝛼𝐿𝐾,𝐻𝐾 y 𝛼𝐻𝐾,𝐻𝐾 = Volatilidad relativa de LK y HK, adimensional
𝛼𝐿,𝐻 = Volatilidad relativa promedio entre LK y HK, adimensional
Con las ecuaciones 28 y 29 se puede calcular el número de etapas teóricas mínimas necesarias
para llevar a cabo la separación planteada en el Balance de Masa del Cuadro 7, los resultados
de estas dos últimas ecuaciones son:
𝑵𝒎𝒊𝒏 = 𝟏𝟕, 𝟑𝟒
𝛼𝐿,𝐻 = 1,39
Una vez que se haya calculado el valor de las etapas mínimas se procede al cálculo iterativo de
las ecuaciones de Underwood, estas ecuaciones ya se han presentado en la sección de Marco
Teórico pero se vuelven a escribir a continuación en las ecuaciones 30 y 31 para mayor
comprensión.
∑𝛼𝑖,𝐻𝐾 ∙ 𝑥𝑖,𝑓
𝛼𝑖,𝐻𝐾 − 𝜃
𝑁𝐶
𝑖=1
= 1 − 𝑞 (30)
68
𝑅𝑚𝑖𝑛 + 1 = ∑𝛼𝑖.𝐻𝐾 ∙ 𝑥𝑖,𝑑
𝛼𝑖,𝐻𝐾 − 𝜃
𝑁𝐶
𝑖=1
(31)
Donde:
𝑥𝑖,𝑓 y 𝑥𝑖,𝑑= fracción mol del componente i en la Alimentación ó en el Destilado
𝜃 = Raíz de la ecuación
1 − 𝑞 = Fracción de vapor
𝑁𝐶 = Número de componentes
𝑅𝑚𝑖𝑛 = Relación de reflujo mínima
Con las soluciones de las ecuaciones 30 y 31, es posible resolver las Relaciones Empíricas de
Gilliland las cuales se escriben en el siguiente sistema de ecuaciones (32, 33 y 34).
𝑌 =𝑁 − 𝑁𝑚𝑖𝑛
𝑁 + 1 (32)
𝑋 =𝑅 − 𝑅𝑚𝑖𝑛
𝑅 + 1 (33)
𝑌 = 0,2788 − 1,3154𝑋 + 0,4114𝑋0.291 + 0,8268 ∙ ln(𝑋) + 0,9020 ∙ ln (𝑋 +1
𝑋) (34)
Donde:
𝑌 = Factor de correlación Y de las ecuaciones de Gilliland
𝑋 = Factor de correlación Y de las ecuaciones de Gilliland
𝑁 = Número de etapas teóricas para la destilación, adimensional
𝑅 = Relación de reflujo para la destilación, adimensional
69
A continuación, se presenta en el Cuadro 20 el resumen de todos los resultados importantes
producto del método corto FUG el cual se desarrolla desde la ecuación 24 hasta 34. Estos datos
son los que se utilizan para determinar la altura final del relleno de la columna empacada.
Cuadro 20 Resumen de los Principales Resultados del Método FUG
Número mínimo de etapas teóricas, 𝑁𝑚𝑖𝑛 17,34
Fracción vapor, 1 − 𝑞 0,603
Raíz de Underwood, 𝜃 1,0833
Relación de reflujo mínima, 𝑅𝑚𝑖𝑛 0,62
Factor Y de ecuación Gilliland, 𝑌 0,579
Factor X de ecuación Gilliland, 𝑋 0,0711
Número de etapas teóricas calculadas, 𝑁 42,6
Relación de reflujo estimado, 𝑅´ 0,744
Número de etapas teóricas, 𝑁´ 41,6
El valor de 𝑅´ presentado en el Cuadro 20 se calcula a partir de recomendaciones bibliográficas,
la Relación de Reflujo estimado (𝑅´) es aproximadamente un 20% más de la Relación de Reflujo
Mínima (𝑅𝑚𝑖𝑛). Mientras que para el valor del Número de etapas teóricas (N´) se resta una
unidad al valor de N (el cual se calculó a partir del Método FUG) pues se plantea utilizar una
caldereta parcial, de manera que este se considera como una etapa teórica. Por lo tanto, el valor
final del número de etapas teóricas que le corresponde a la altura del relleno es N´ del
Cuadro 20.
Para traducir la información del Cuadro 20 en la altura efectiva del relleno, se desarrollará el
análisis de etapas de equilibrio usando el procedimiento de la altura equivalente a platos
teóricos (HETP, height equivalent to a theoretical plate) el cual se representa en la ecuación 35.
La HETP es la altura del relleno necesaria para obtener un cambio de composición específica y
que corresponde a un número de etapas de contacto teórico de equilibrio.
Este dato usualmente es obtenido de manera experimental, sin embargo la empresa no ha
podido realizar este tipo de mediciones pues no se ha tenido claridad cuáles son los productos
finales que desean producir. Además la empresa no posee una estructura de destilación para
generar los datos experimentales. Una de las principales recomendaciones de este proyecto es
70
realizar la medición de HETP con un relleno de tipo Anillo Pall (se puede utilizar algún otro
tipo) para poder tener un dato de altura efectiva de relleno más preciso, según los productos a
destilar.
Siguiendo algunos heurísticos para el caso en que no se tiene el valor de HETP experimental,
este se aproximará al del diámetro efectivo de la columna, el cual se presenta en el Cuadro 17
(di). Con esta consideración, más el valor de N’ y la ecuación 35; es posible calcular la altura
estimada necesaria del relleno de la columna de destilación. Este valor se presenta a
continuación:
𝐻𝐸𝑇𝑃 =𝑍
𝑁′ (35)
𝒁 = 𝟓, 𝟑𝟑 𝒎
Donde:
𝐻𝐸𝑇𝑃 = Altura equivalente a platos teóricos, m
𝑍 = Altura de relleno efectivo de la columna de destilación, m
Nuevamente se recalca que con un valor de HETP experimental para el tipo de relleno que se
vaya a utilizar, se obtendría una altura de relleno mucho más precisa sin la necesidad de tener
que aplicar el método teórico FUG. Como este no es el caso, se propone suponer una desviación
considerable con el procedimiento de cálculo ya planteado, por lo tanto se pretende utilizar un
factor de seguridad del 50% del valor de la altura calculada. Entonces se manejará un intervalo
de valores para la altura del relleno como se muestra a continuación:
𝒁 = (𝟓, 𝟑𝟑 − 𝟖, 𝟎𝟎) 𝒎
71
Con este intervalo de altura de columna y el dato de ∆𝑃
∆𝑧= 800 𝑃𝑎/𝑚 es posible estimar la una
caída de presión absoluta para el diseño planteado de destilación, el cual se plantea a
continuación:
∆𝑷 = (𝟒, 𝟑 − 𝟔, 𝟒) 𝒌𝑷𝒂
Donde:
∆𝑃 = Caída de presión absoluta, kPa
El porcentaje de desviación que causa la caída de presión con respecto a la presión atmosférica
(la cual es la presión de trabajo), se muestra a continuación:
%∆𝑷 = (𝟒, 𝟐 − 𝟔, 𝟑)%
Donde:
%∆𝑃 = Porcentaje de desviación de la presión de trabajo, %
Las dimensiones principales para un flujo de 250 L/h de material a destilar donde se necesita
separar el 50% del volumen de la mezcla, son las presentadas en el Cuadro 21. Además se
garantiza para estas condiciones una caída de presión menor al 6,3% de la presión atmosférica.
Cuadro 21 Resumen de las principales dimensiones de la Columna de destilación Rellena
Área Real de la Columna, AR 0,01290 m2
Tipo de relleno Anillos Pall
Altura de relleno efectiva, Z (5,33 – 8,00) m
72
Partes internas de la columna de rectificación:
Como la altura del relleno calculada va entre (5,33 – 8,00) m (ver Cuadro 21) y según los
heurísticos, después de los 6 metros de altura es muy probable que se presenten problemas de
canalización en el relleno, lo cual disminuyen significativamente el funcionamiento de la
columna. Entonces se deben de prever separaciones en el lecho relleno.
Ya que se poseen muy pocos datos al respecto de la mezcla de hidrocarburos a destilar, además,
las experimentaciones de destilación son nulas por parte de la empresa; se propone realizar
divisiones simétricas tomando en consideración una cómoda operación de limpieza del relleno.
Por lo tanto, se propone realizar 1 o 3 divisiones del relleno lo cual genera 2 o 4 secciones,
respectivamente, de relleno a lo largo de la columna. Siempre se mantiene la alimentación de la
corriente F en la parte de debajo de la columna (en la Zona “Flash”), entonces la altura total
calculada será para generar la diferencia de temperatura necesaria para realizar la separación
requerida, esta altura de torre se llama Zona de rectificación. En el Cuadro 22 se muestran las
partes internas necesarias para cualquiera de los dos escenarios de distribución del relleno.
73
Cuadro 22 Partes internas mínimas necesarias para 1 o 3 divisiones del relleno de la columna
Accesorio de la parte interna
de la columna
Cantidad de accesorios para
1 División
Cantidad de accesorios para
3 Divisiones
Distribuidor de líquido
1: en la entrada del reciclo
de la corriente de Destilado
en fase líquida
1: en la entrada del reciclo
de la corriente de Destilado
en fase líquida
Eliminador de neblina
1: en la parte de arriba de la
sección de relleno que esté a
mayor altura, en la salida de
la torre
1: en la parte de arriba de la
sección de relleno que esté a
mayor altura, en la salida de
la torre
Rejas de Sujeción 2: en la parte de arriba de
cada sección de relleno
4: en la parte de arriba de
cada sección de relleno
Rejas Soporte 2: en la parte de abajo de
cada sección de relleno
4: en la parte de abajo de
cada sección de relleno
Sistema de alimentación para
mezclas bifásicas
2: uno para la entrada de la
corriente de alimentación
(F) y el otro para la salida de
la caldereta y entrada a la
sección más baja de la
columna
2: uno para la entrada de la
corriente de alimentación
(F) y el otro para la salida de
la caldereta y entrada a la
sección más baja de la
columna
Colector y Redistribuidor de
líquido
1: zona de abajo del relleno
superior
3: zona de debajo de los tres
llenemos superiores
Se recomienda utilizar una sola división del relleno, esto con el fin de tener menos equipos
adicionales en la columna de destilación. Para cualquier opción presentada en el Cuadro 22, el
orden de cada accesorio tiene la misma secuencia. En la Figura 18
La secuencia propuesta es la que se muestra en la Figura 18, tomando en consideración que la
columna tendrá toda un mismo relleno. A continuación se muestra un esquema ilustrativo de
la ubicación de las partes internas de la columna de destilación:
74
Figura 18. Secciones internas de la columna de destilación propuesta. La zona de rectificación se encuentra en la parte izquierda de la Figura, donde: La Flecha amarilla
demarca el sistema de alimentación y distribución de líquido, la Flecha verde demarca el eliminador de neblina, el Círculo morado son las rejas de sujeción, luego el Relleno, el Círculo rojo son las rejas de soporte y la Flecha azul es el sistema de recolección y redistribución del líquido. La Zona “Flash” se encuentra a la derecha, donde: el Círculo anaranjado es el sistema
de alimentación “Flash”
Distribuidor de líquido; se escoge un distribuidor tipo bandeja, pues este se recomienda para
un amplio ámbito de valores de diámetro de columna (0,1 – 1,6) m. Además, se tiene que tomar
en cuenta que los distribuidores deben cumplir con un número de puntos de goteo entre (60 –
Rel
len
o
Rel
len
o
75
150) m2. En la Figura 19 se muestra un ejemplo de este tipo de distribuidores de líquido de tipo
bandeja.
Figura 19. Ejemplo de un tipo de Distribuidor tipo bandeja (Sulzer, 2018)
Eliminador de Neblina: generalmente se colocan justo debajo de un distribuidor entre lechos
rellenos, para que el factor de ensuciamiento se mantenga bajo y también en la sección superior
de la zona “Flash”. Estos accesorios se utilizan para minimizar el arrastre de gotas con la
corriente de vapor a lo interno de la columna. Se escoge el Eliminador de Placas (ver
Figura 20), el cual hace que las gotas se fuercen a impactar sobre las placas y caigan de nuevo
hacia el lecho de la columna.
76
Figura 20. Eliminador de nieblas de placas (tipo vane) (rvt process equipment GMBH, 2018)
Rejas de Sujeción: se colocan directamente sobre el lecho del relleno para evitar dispersión,
desplazamiento o el escape de relleno a otras partes de la columna. Estas pueden ser de muchas
maneras, en la Figura 21 se propone un ejemplo.
Figura 21. Ejemplo de Reja de Sujeción (rvt process equipment GMBH, 2018)
77
Rejas Soporte: en la Figura 22 se muestran varias configuraciones que minimizan el contacto
que tengan con el relleno, lo cual hace que el flujo contracorriente del vapor y líquido se altere
lo menos posible.
Figura 22. Tres ejemplos de Rejas Soporte que puede ser utilizado (Sulzer, 2018)
Sistema de Alimentación: Es necesario proponer un sistema de alimentación de corrientes para
mezclas bifásicas, pues la corriente F (es importante recordar que esta corriente se alimenta en
el fondo de la columna, en la Zona “Flash” y no como aparece en la Figura 18) y la corriente de
retorno de la caldereta presentan fracciones de vapor y líquido. Por falta de información y
estandarización del fluido de alimentación, se propone utilizar un sistema muy básico de
alimentación: La Caja “Flash”, se presenta en la siguiente Figura 23, usualmente situada en una
posición próxima al distribuidor. La mezcla se alimenta frontalmente en la Caja Flash, donde el
líquido estabilizado se dirige hacia abajo y el vapor hacia arriba.
78
Figura 23. Sistema de Alimentación tipo Caja “Flash” (rvt process equipment GMBH, 2018)
Colectores y Redistribuidores: Se escoge el uso de un accesorio que puede cumplir la función
de un colector de líquido y extraerlo de la columna o redirigirlo al lecho del relleno escogido,
para asegurar una buena distribución de la mezcla en todo momento. En la Figura 24 se puede
observar un ejemplo de este accesorio de la columna. Resulta ventajoso combinar la función de
los diferentes accesorios de colectar y distribuir en uno solo para reducir la altura efectiva de
la columna.
79
Figura 24. Ejemplo de un Elemento que combina la operación de recolección y de distribución (Sulzer, 2018)
80
81
Capítulo 5: Diseño de una red de intercambio de calor, Balance
de masa y energía.
El balance de masa de las corrientes de alimentación de la planta piloto (producto y
subproducto), se presentó en el Capítulo 2 con la Figura 11. Mientras que para establecer el
balance de masa de los servicios auxiliares es necesario realizar el diseño de una red de
intercambio de calor, en la cual se establecen los aprovechamientos energéticos posibles. En el
Capítulo 6 se profundiza en cuanto al dimensionamiento de los servicios auxiliares del proceso
de destilación.
Diseño de red del intercambio de calor
Para el diseño de un proceso de destilación eficiente se debe de aprovechar el potencial
energético de la corriente de Fondos y la corriente del tope de la columna. Es por ello que estas
dos corrientes se utilizan para el precalentamiento de la corriente de alimentación.
Primeramente se debe de calcular la corriente de salida de la torre, la cual es mayor que la
corriente de Destilado (D) pues a esta se le debe de sumar el reciclo que va hacia la torre
nuevamente. Con ayuda de la ecuación 36 (la cual representa a un balance de masa en la
recirculación y el destilado del proceso) es posible despejar la corriente que sale en forma de
vapor de la torre.
𝑉
𝐷= 𝑅 + 1 (36)
𝑽 = 𝟎, 𝟎𝟒𝟓𝟒𝟏 𝒌𝒈/𝒔
82
Donde:
𝑉 = Corriente de vapor de salida de la torre de destilación, kg/s
𝐷 = Corriente del destilado producto del proceso, kg/s
𝑅′ = Relación de Reflujo estimada, adimensional
El reflujo de la torre se da en estado líquido, es por ello que la corriente V debe ser condensada,
esto ocurre a una temperatura inferior a los 90 °C (195 °F) (ver Figura 10) entonces se tomará
en cuenta que el reflujo se realiza a una temperatura de 85 °C para asegurarse una corriente en
estado líquido. Como ya se mencionó antes, la temperatura de almacenamiento del producto
destilado (Nafta) es 30 °C. y la temperatura de almacenamiento del subproducto de fondos de
la destilación es 40 °C.
Teniendo en cuenta las temperaturas requeridas del proceso y de almacenaje, es posible
realizar una propuesta de red de intercambio. Se determina que la diferencia de temperaturas
en el Pellizco Térmico (∆Tmin) es 10 °C según lo recomendado en distintos heurísticos (Smith,
2005). Con este valor de Pellizco y siguiendo la metodología descrita según Smith (2005) en el
Capítulo 20 de Redes de intercambio de calor, se obtienen las temperaturas corregidas para
realizar la red de intercambio, estas se encuentran en el Cuadro 23.
Cuadro 23 Temperaturas de las corrientes de la torre de destilación y las temperaturas
corregidas
#
Línea Nombre Tipo
Temperatura
inicio, Ti /(°C)
Temperatura
final, Tf /(°C)
Temperatura
inicial
corregida,
Ti*/(°C)
Temperatura
final
corregida,
Tf*/(°C)
1 Alimentación Fría 20 168 25 173
2
Vapor de
salida de la
torre
Caliente 168 85 163 80
3 Fondos Caliente 168 40 163 35
4 Destilados Caliente 85 30 80 25
83
En el Cuadro 23 se le asignó a la corriente de fondos de la columna una temperatura de 168 °C,
la misma que la de alimentación. Esto es así porque se debe de considerar que la caldereta eleva
la temperatura a 232 °C (450 °F) del fondo de la columna, aunque también se debe tomar en
cuenta que cuando la corriente de alimentación entra a la Zona Flash, hay una pérdida de
temperaturas. Entonces se supone que la temperatura del fondo de la columna (Ver diagrama
de la Figura 12) se encuentra a una temperatura de 168 °C.
A partir de estos datos, se pueden ordenar de forma gráfica las corrientes. En la Figura 25 se
observan las distintas ecuaciones de calor que describen el posible intercambio de las
corrientes y el calor que este intercambio genera. La metodología utilizada para determinar los
valores necesarios para llevar a cabo las ecuaciones de calor mostradas en la Figura 25 es la
misma que se utilizó para calcular los datos del Cuadro 9. A continuación, se presentan los
resultados de estos cálculos en el Cuadro 24:
Cuadro 24 Características de las corrientes de la entrada y salida de la torre de destilación
Variable Corriente de
alimentación (F)
Corriente de Vapor
de salida de la
torre (V) y
Destilados (D)
Corriente de
Fondos (W)
Temperatura medida de
ebullición, Tbp 335 °F (794,47 °R) 268 °F (727,65 °R) 442 °F (902,2 °R)
Gravedad específica, sg 0,875 0,751 0,900
API 30,21 56,9 25,72
Factor-K 10,58 12 10,74
ℎ25°𝐶 74,9 kJ/kg 81,41 kJ/kg --
ℎ35°𝐶 92,1 kJ/kg 104,7 kJ/kg 90,9 kJ/kg
ℎ80°𝐶 171,2 kJ/kg 197,7 kJ/kg 173,0 kJ/kg
ℎ163°𝐶 511,0 kJ/kg 686,2 kJ/kg 346,1 kJ/kg
ℎ173°𝐶 547,0 kJ/kg -- --
84
Figura 25. Ordenamiento de las corrientes y Balance de energía de las corrientes
Para encontrar el “Pinch Point” se necesita ordenar los datos de la Figura 25 de modo que se
puedan ver las diferencias de demandas de calor, como se muestra en la Figura 26 parte a.
Luego se debe sumar la cantidad de calor que logra hacer las diferencias de calores positivos y
un cero, de esa manera se determina que el “Pinch Point” es el valor 0 kW que se muestra en la
Figura 26 parte b.
85
Figura 26. a. cascada de calor ordenado de la temperatura mayor a la menor. b. adición del calor a ver aprovechado para hacer todas las diferencias de calor a cero y positivas
En el Diagrama Horizontal de la Figura 30 se resumen todos los intercambios de calor de la red
de intercambio, además se observa claramente que los aprovechamientos de calor se efectúan
en la parte inferior del “Pinch Ponit” el cual está fijado en 163 °C. A continuación, se presenta
cada uno de los intercambios de calor por separado (las siguientes imágenes son extraídas del
Esquema de Proceso de la Figura 33).
Primero los dos aprovechamientos energéticos: Por restricciones energéticas es necesario que
la corriente de alimentación (1 - 5) intercambie con la corriente de fondos (3 - 11) y luego con
la corriente de vapor saliente de la torre (2 - 8), en el respectivo orden. En la Figura 27 se
ejemplifica por medio de diagramas los dos aprovechamientos de calor. En esta figura se indica
que la temperatura de los fondos es 168 °C, como un factor de seguridad, ya que la temperatura
“Pinch Point”
86
real estará entre los 232 °C de la salida del producto de la caldereta y los 168 °C de la
alimentación a la columna.
#Línea 1 5 3 11 5 6 2 8
Temperatura (°C) 20 50 168 125 50 155 168 85
Calor transferido E-100: 2,75 kW E-101: 22,2 kW
Figura 27. Sistemas de intercambio de calor para los dos aprovechamientos energéticos: A. calentamiento de la Alimentación con la corriente de fondos. B. segundo calentamiento de la
alimentación con la corriente de vapor saliente de la torre.
Además de estos aprovechamientos en la Figura 27, en el Diagrama horizontal (de la Figura 30)
se evidencia la necesidad de tres servicios auxiliares los cuales se citan a continuación:
C: es el requisito energético de la corriente de servicio de calentamiento externa para que la
corriente de Alimentación (F) alcance la temperatura de destilación. Este requisito energético
lo entrega la corriente de fluido térmico que sale de la caldereta, pues esta corriente tiene el
suficiente potencial energético para suministrar más de los 3,77 kW que son los necesarios para
alcanzar las temperaturas de destilación del proceso. En la siguiente Figura 28 se ejemplifica
por medio de un diagrama el intercambio de calor.
87
# Línea 6 7 19 20
Temperatura (°C) 155 168 243 239
Calor transferido E-103: 3,77 kW
Figura 28. Sistema de intercambio de calor de la corriente de servicio de calentamiento externo para que la alimentación de la torre alcance la temperatura de destilación
E1: el requisito energético de la corriente de enfriamiento externa para que la corriente de
Destilado (D) alcance la temperatura de almacenamiento.
E2: el requisito energético de la corriente de enfriamiento externa para que la corriente de
Fondo (W) alcance la temperatura de almacenamiento.
Para suplir los requisitos E1 y E2 es necesario introducir un ciclo de enfriamiento para llevar, a
las temperaturas de almacenamiento, a la corriente de Destilado (4 - 10) y la corriente de Fondo
(11 - 12). Como anteriormente se ha mencionado se utilizará un ciclo de enfriamiento
escogiendo agua como el fluido térmico, este ciclo debe solventar los requisitos energéticos
mostrados en el Diagrama Horizontal de la Figura 30. Más adelante se ampliará acerca del ciclo
de enfriamiento que resultó ser necesario, producto de esta propuesta de red de intercambio.
En la Figura 29 se ejemplifica (por medio de diagramas extraídos del Esquema de Proceso de la
Figura 33) los intercambios de calor del sistema de enfriamiento.
88
#Línea 4 10 13 14 11 12 14 15
Temperatura (°C) 85 30 27 28,5 125 40 28,5 32
Calor transferido E-104: 3,03 kW E-102: 6,81 kW
Figura 29. Sistemas de intercambio de calor de la corriente de servicio de enfriamiento externo: A. E1 requerimiento energético para el enfriamiento de la corriente de Destilado. B.
E2 requerimiento energético para el enfriamiento de la corriente de Fondos
Todos los intercambios de calor anteriormente mencionados se resumen en el Diagrama
Horizontal que se muestra a continuación en la Figura 30. Para entender de mejor forma este
diagrama se deben contemplar las siguientes consideraciones:
• La corriente de Alimentación primero debe precalentarse haciendo un intercambio de
calor con la corriente de Fondos, para que la alimentación llegue a una temperatura
aproximada de 50 °C. Esto es así para que la corriente de alimentación tenga la demanda
energética adecuada para condensar toda la corriente de vapor que sale de la torre en
el intercambio de calor E-101.
• La corriente de Destilados (4) es una derivación de la corriente de la condensación del
vapor que sale de la torre (corriente 2), por lo tanto ocurre después del
aprovechamiento energético con la corriente de alimentación. La corriente 4 tiene una
temperatura inicial de aproximadamente 80 °C y en todo momento debe estar en estado
líquido hasta llegar a la temperatura de almacenamiento.
89
Figura 30. Diagrama Horizontal completo del diseño de la red de intercambio cuando la corriente de alimentación presenta una temperatura inicial de 20 °C
El diseño anterior de red de intercambio tiene como supuesto inicial que la alimentación al
sistema se encuentra a una temperatura ambiente, se toman estos valores suponiendo el peor
de los casos en términos de requisitos energéticos del sistema.
En caso que la empresa logre aislar el producto que obtiene de la pirólisis (el cual corresponde
a la alimentación del sistema de destilación), se recomienda mantener a una temperatura
máxima de 50 °C para evitar la pérdida de algunos compuestos livianos. Pero al suponer este
nuevo valor de temperatura inicial del proceso, el diseño de red de intercambio cambia
ligeramente. Básicamente se realiza el mismo análisis anterior, solamente que no se necesitará
el primer aprovechamiento energético el cual se lleva a cabo en el intercambiador de calor
E-100 donde se realiza el primer precalentamiento de la corriente de alimentación.
Realizando un análisis muy similar al anterior, se obtiene en la Figura 31 el Diagrama
Horizontal del diseño de la red de intercambio el cual le corresponde al proceso presentado en
90
la Figura 34, partiendo del hecho que la empresa logre mantener una temperatura de 50 °C para
la corriente de alimentación:
Figura 31. Diagrama Horizontal completo del diseño de la red de intercambio cuando la corriente de alimentación presenta una temperatura inicial de 50 °C
91
Capítulo 6: Dimensionamiento de servicios auxiliares.
Del capítulo anterior se obtienen 2 redes de intercambio para 2 distintos escenarios de con
respecto a la condición inicial de la empresa. A partir de estos dos escenarios se realizará el
dimensionamiento de los sistemas auxiliares de calentamiento y enfriamiento. Se utilizará
como valor final el escenario más critico de los 2 expuestos en la Figura 30 o 31.
Dimensionamiento del sistema de calentamiento auxiliar
El mecanismo que se utiliza para calentar el fluido térmico al final dependerá de un balance de
costos, seguridad de proceso y accesibilidad de la fuente de energía. En otras palabras se deberá
escoger entre un calentamiento con electricidad o un combustible fósil (Diésel o GLP).
Para culminar el dimensionamiento del sistema de calentamiento auxiliar, se debe calcular la
temperatura de salida del fluido térmico para la demanda de calentamiento externa
(C = 3,77 kW). Entonces, para alcanzar la temperatura de destilación (168 °C) en la corriente
de alimentación (6, ver Figura 28), se despeja la ecuación 15 como se muestra a continuación:
𝑇𝑜𝑢𝑡 = 𝑇𝑖𝑛 −𝐶
𝑚𝑓𝑡 𝐶𝑝 (37)
𝑇𝑜𝑢𝑡 = 239 °𝐶
Donde:
𝑚𝑓𝑡 = Flujo másico de fluido térmico, 0,5218 kg/s
𝐶 = Calor necesario para que la corriente 1 llegue a temperatura de destilación, 3,77kW
92
Pero antes de determinar el tamaño de este sistema de calentamiento, es necesario considerar
la condición de arranque del proceso de destilación. Se debe de tener presente que existe un
momento en el proceso donde no se puede realizar ningún tipo de aprovechamiento energético,
pues no existen productos ni subproductos del proceso.
Por lo tanto, es necesario determinar las condiciones de operación del sistema de calentamiento
auxiliar en un momento de arranque teniendo en cuenta que se le debe sumar las demandas de
Q1 y Q2 a la demanda de la caldereta y la demanda de Calentamiento de la red de intercambio
(C). Con la suma se estor requisitos es que se debe dimensionar el sistema de calentamiento,
aunque este sea sobre dimensionado en la condición del proceso continuo.
Para la condición de arranque se plantea utilizar otro intercambiador de calor extra, y una
corriente extra de fluido térmico (𝑚𝑓𝑡,𝑎𝑟𝑟𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒), por lo tanto, esta corriente tendrá un potencial
de transferencia de calor mayor pues el cambio de temperatura será de (253 °C – 239 °C).
Utilizando la ecuación 37 se puede determinar el flujo másico del fluido térmico extra para una
condición de arranque del proceso. En el Cuadro 25 se muestran los escenarios de trabajo del
sistema de calentamiento y las capacidades energéticas necesarias para los sistemas auxiliares
del proceso. Y en el Cuadro 27 se muestran las temperaturas de todo el ciclo del fluido térmico.
Cuadro 25 Resumen de las capacidades energéticas de para el sistema de calentamiento
Demanda energética del sistema de calentamiento
para la condición de proceso continuo, Ccontinuo 16,1 kW
Demanda energética del sistema de calentamiento
para la condición de arranque, Carranque 41,0 kW
Flujo másico del fluido térmico en proceso continuo,
𝑚𝑓𝑡,𝑐𝑜𝑛𝑡𝑖𝑛𝑢𝑜 0,522 kg/s
Flujo másico del fluido térmico extra para la condición
de arranque, 𝑚𝑓𝑡,𝑎𝑟𝑟𝑎𝑛𝑞𝑢𝑒 0,81 kg/s
Flujo másico del fluido térmico total en la condición de
arranque, 𝑚𝑓𝑡,𝑐−𝑎 1,332 kg/s
93
Dimensionamiento del sistema de enfriamiento auxiliar
Como ya se mencionó anteriormente, se pretende utilizar un sistema de enfriamiento con agua
como fluido térmico para ello es necesario el dimensionamiento de un ciclo de
aprovechamiento del agua, con el fin de recircularla al proceso por medio de una torre de
enfriamiento. En el Cuadro 26 se muestran las características fisicoquímicas necesarias para
determinar el flujo de agua necesario, las temperaturas aproximadas del agua y el tamaño
aproximado de la torre de enfriamiento.
Para el dimensionamiento de un sistema de enfriamiento utilizando agua y una torre de
enfriamiento, primeramente se deben definir ciertas características ambientales del lugar
donde se va a llevar a cabo el proceso. En el Cuadro 26 se enlistan varias características
ambientales en la zona de Heredia, lugar actual donde se encuentra la empresa. Para calcular el
dato temperatura de bulbo húmedo se utilizó una carta Psicométrica de Libro McCabe (2007).
Según McCabe (2007), la diferencia recomendada entre la temperatura de bulbo húmedo del
aire frío y la menor temperatura de agua debe andar entre (3 – 8) °C, se escoge 5 °C. La
diferencia de temperaturas de la corriente de entrada y salida del agua de enfriamiento de la
torre debe ser entre (6 – 17) °C o inferior. También se debe de tener en cuenta que la
temperatura del agua de enfriamiento en la salida de la torre debe ser menor a la temperatura
mínima de almacenamiento, la cual es 30 °C del destilado.
94
Cuadro 26 Datos importantes para el cálculo del tamaño del sistema de enfriamiento
Densidad, 𝜌𝑎𝑔𝑢𝑎 997 kg/m3
Capacidad Calorífica, Cp𝑎𝑔𝑢𝑎 4,186 kJ/(kg-°C)
Temperatura máxima del aire, Tairmax 26 °C
Humedad Relativa máxima, HR 70%
Temperatura bulbo húmedo del aire, Tbh 22 °C
Diferencia de la temperatura de agua a la
salida de la torre y la temperatura de bulbo
húmedo (Tbh), ∆𝑇𝑏ℎ−𝑜𝑢𝑡
5 °C
Diferencias de temperaturas máxima entre
las corrientes de entrada y salida del agua de
la torre de enfriamiento, ∆𝑇𝑤𝑡,𝑚á𝑥
(6 – 17) °C o inferior
Temperatura de almacenamiento de la
corriente de destilado, TD,fin 30 °C
Temperatura de almacenamiento de la
corriente de Fondos, TW,fin 40 °C
A partir de los datos del Cuadro 26; la temperatura de salida del agua de la torre de enfriamiento
se obtiene realizando la siguiente suma:
𝑇𝑤𝑡,𝑜𝑢𝑡 = 𝑇𝑏ℎ + ∆𝑇𝑏ℎ−𝑜𝑢𝑡 (38)
𝑇𝑤,𝑜𝑢𝑡 = 27 °𝐶
Donde:
𝑇𝑤𝑡,𝑜𝑢𝑡 = Temperatura de salida de la torre de enfriamiento, °C
𝑇𝑏ℎ = Temperatura de bulbo húmedo, °C
∆𝑇𝑏ℎ−𝑜𝑢𝑡= Diferencia entre 𝑇𝑏ℎ y 𝑇𝑤𝑡,𝑜𝑢𝑡, °C
Para asegurarse que la corriente de enfriamiento siempre esté por debajo de la temperatura de
almacenamiento del destilado se fija un cambio de temperatura en la primera demanda de
enfriamiento (E1 = 3,03 kW) de 1,5 °C. Con estas consideraciones se puede calcular el flujo de
95
masa requerido para el primer intercambiador de calor del sistema de enfriamiento. En el
Cuadro 27 se muestra el resumen del tamaño del sistema de enfriamiento completo.
𝑚𝑤𝑡 =𝐸1
𝐶𝑝 ∆𝑇𝑤𝑡 (39)
𝒎𝒘𝒕 = 𝟎, 𝟒𝟖𝟐𝟔 𝒌𝒈/𝒔
Donde:
𝑚𝑤𝑡= Flujo másico del servicio auxiliar de enfriamiento (agua), kg/s
𝐸1 = Demanda de enfriamiento requerido para la corriente de destilado, 3,03 kW
∆𝑇𝑤𝑡= Diferencia de temperatura de la entrada y la salida de agua en el primer
intercambio de calor, 1,5 °C
La temperatura de salida del agua de enfriamiento es 28,5 °C. De manera secuencial esta
corriente de agua pasa por un segundo intercambiador de calor para enfriar a la temperatura
de almacenamiento la corriente de Fondos (40 °C). Manteniendo el mismo flujo de agua,
producto de la ecuación 39. Se calcula la temperatura de salida del agua de enfriamiento para
la segunda demanda de enfriamiento. En este caso se utilizará el requisito energético de la
Figura 31 (E2´ = 8,86 kW) (ya que es mayor al de la Figura 30, E2 = 6,81 kW) despejando de
manera oportuna la ecuación 39, la temperatura final del agua de enfriamiento es 33 °C. La
diferencia total de temperaturas para la corriente de servicio fue de 6 °C, cumpliendo con el
valor de ∆𝑇𝑤𝑡,𝑚á𝑥 del Cuadro 26.
Para la escogencia de un equipo de torre de enfriamiento, se deben definir los flujos, las
temperaturas de trabajo (las cuales se encuentran en el Cuadro 27) y, además, la capacidad de
energética requerida. Esta se obtiene al sumar los valores de E1 y E2´, Etotal = 11,89 kW. Se
recomienda la compra de una torre de tiro inducido, ya sea de contraflujo o de flujo transversal,
pues suelen ser las más baratas y más sencillas de encontrar.
En el siguiente Cuadro 27 se resumen todos los valores importantes del dimensionamiento de
la red de intercambio junto con los servicios auxiliares:
96
Cuadro 27 Tamaño y temperaturas de la Red de intercambio de Calor y los servicios
auxiliares
Flujo másico de la alimentación de la mezcla de
hidrocarburos, 𝑚𝐹 0,06076 kg/s
Flujo másico del vapor en la salida de la torre de
destilación, 𝑚𝑉 0,04541 kg/s
Flujo másico de la recirculación a la torre, 𝑚𝑅 0,01937 kg/s
Flujo másico del destilado del proceso, 𝑚𝐷 0,02604 kg/s
Flujo másico del subproducto del proceso (Fondo), 𝑚𝑊 0,03472 kg/s
Flujo másico de la corriente de recirculación del fondo
de la torre, 𝑚𝑊′ 0,04960 kg/s
Flujo másico del fluido térmico, 𝑚𝑓𝑡 0,5218 kg/s
Flujo másico del agua de enfriamiento, 𝑚𝑤𝑡 0,4826 kg/s
Calor necesario para la caldereta, Qr 11,50 kW
Calor disponible en la corriente de fondos, Q1 2,75 kW
Calor necesario para que la corriente de alimentación
pase de 20 °C a 50 °C, Q1’ 2,75 kW
Calor disponible de la corriente de vapor a la salida del
tope de la torre (corriente 2), Q2 22,18 kW
Calor necesario para que la corriente de alimentación
pase de 50 °C a 155 °C, Q2’ 22,2 kW
Demanda de calentamiento externa, C 3,77 kW
Demanda de enfriamiento externa 1, E1 3,03 kW
Demanda de enfriamiento externa 2, E2´ 8,86 kW
Temperatura del agua a la entrada a E1, Twt1 27 °C
Temperatura del agua a la salida E1 y entrada a E2, Twt2 28,5 °C
Temperatura del agua a la salida de E2, Twt3 33 °C
Temperatura de fluido térmico a la entrada de la
caldereta, Tin 253 °C
Temperatura del fluido térmico a la entrada a C, Tft1 243 °C
Temperatura del fluido térmico a la salida C, Tft2 239 °C
97
Sistemas de control automático para la columna de destilación
Puesto que el proceso de destilación planteado es continuo, se debe seleccionar una estrategia
de control para cumplir ciertos objetivos que puedan asegurar que el proceso se mantenga en
las condiciones de operación diseñadas. Dichos objetivos, según Luyben (2006), son en primer
lugar obtener una operación segura y estable, para lograr esto hay que controlar los niveles del
tanque de reflujo (T-101 según el diagrama de la Figura 33) y del fondo de la columna, así como
la presión en la misma columna de destilación. Luego se debe controlar el producto destilado y
después, siguiendo el orden de importancia, el subproducto del fondo de la columna (Luyben,
2006).
Con el fin de cumplir con el primer objetivo de control se plantea realizar un control de balance
de materia directo, donde se regula directamente el balance de materia manipulando una
corriente de producto en cuestión. Para poder controlar los niveles de líquido del tanque de
reflujo y del fondo de la columna y para también controlar la presión de trabajo en la columna.
Para controlar la calidad de un producto deseado se plantea un control de balance de materia
indirecto, donde se controla la composición (en este caso la temperatura) sin alterar
necesariamente el balance de masa del sistema total de destilación, es decir se va a controlar la
temperatura de las corrientes manipulando los caudales internos de la columna o externos al
balance de masa de los productos de destilación.
Entendido esto, se va a utilizar el caudal de destilado para controlar el nivel en el tanque de
reflujo, el caudal del subproducto del fondo para controlar el nivel de fondo de la columna y por
último la capacidad de condensación (caudal del refrigerante) para controlar la presión de la
columna, el buen control de estas variables es determinante para asegurar una operación
segura y estable del proceso de destilación.
Una vez satisfecho el primer objetivo de control ya se puede pasar al segundo, que consiste en
el cumplimiento de las especificaciones de la calidad del producto requerida; en este caso
controlar tanto la temperatura del destilado como la condición del fondo de la torre de
destilación. Para ello se dispone de dos variables manipuladas: el caudal de reflujo y el aporte
de calor al hervidor.
98
Como el diseño del proceso está basado en el destilado (Nafta) se recomienda que la variable
principal a manipular para asegurarse la calidad del producto de la destilación sea el caudal de
reflujo, pues este tiene un efecto más rápido en la temperatura del destilado en comparación al
subproducto del fondo de la columna. Sin embargo, la principal desventaja de esta estrategia
está en la sensibilidad a un cambio de temperatura del caudal de reflujo. Entonces se plantea
medir la temperatura a la salida de la torre de destilación para aumentar o disminuir el reflujo
a la columna.
Luego, la condición de la zona del fondo de la columna (zona “flash”) está dada por la
recirculación de la caldereta es por ello que se debe controlar la temperatura de esta corriente,
controlando el flujo del fluido térmico de la caldereta de la columna.
Otro factor por considerar es que frente a un cambio de composición de la alimentación, se
plantea realizar un control en la temperatura de alimentación a la torre de destilación, variando
el flujo del fluido térmico del intercambiador de calor E-103.
También se debe de tomar en cuenta que, producto de la misma refinación (destilación) de las
mezclas de hidrocarburos parecidas al crudo de petróleo siempre se genera gases
incondensables como el GLP. Es por ello que se debe realizar un último control de presión en el
tanque ecualizados del destilado T-101, donde se mida la presión del mismo tanque y se ejecute
el control por medio de un respiradero el cual es regulado por una válvula indicada.
En la Figura 32 se ejemplifica la manera en que se pretende realizar el control automático del
proceso. Donde se muestra por medio del esquema de destilación lo descrito anteriormente.
99
Figura 32. Control directo: nivel del tanque de reflujo T-101 manipulando el flujo del Destilado (D). nivel del fondo de la torre C-100 manipulando el flujo del Fondo de la torre (W). Presión de la torre manipulando la capacidad del condensador E-101. Presión del tanque acumulador del destilado manipulando la abertura de la válvula de alivio del mismo tanque acumulador T-
101. Control indirecto: temperatura del destilado manipulando el caudal de reflujo. Temperatura de zona flash manipulando la capacidad de la caldereta E-105. Temperatura de
la corriente de alimentación (F) manipulando la capacidad del intercambiador E-103.
100
Lista para Precomisionado del sistema de separación
Una vez dimensionados todos los elementos clave para el sistema de destilación, calentamiento
y enfriamiento, se concluye el trabajo con un resumen de los parámetros, condiciones y
requisitos más importantes del proceso. con el fin de tener una idea clara de las necesidades
generales para el diseño de un proceso de destilación.
El Cuadro 28 muestra una lista que se basa en el Esquema de Proceso mostrado en la Figura 33
y 34. En este cuadro se resumen las principales condiciones dimensionadas en este trabajo,
además al final del cuadro se muestran los sistemas auxiliares necesarios. La simbología
utilizada en este cuadro refleja la misma de las Figura 33 y 34.
Es necesario sobre dimensionar la cantidad de los flujos calculados (ver Cuadro 28) por lo
menos en un 100% para asegurarse en todo momento de la operación un proceso continuo,
esta consideración afecta directamente al tamaño adecuado de los tanques de almacenamiento
y las bombas necesarias para el proceso ya dimensionado.
101
Cuadro 28 Lista resumen del dimensionamiento conceptual del sistema de destilación
Equipos y accesorios de
destilación:
Tipo de torre de
destilación:
C-100: Torre de destilación con una zona flash y una columna
de rectificación
Dimensionamiento de la
Zona “Flash”
a) Altura total: 1,62 m
b) Diámetro nominal: 20´´ (0,51 m)
c) Diámetro interno: 0,485 m
d) Altura H1: 0,396 m
e) Altura H2: 0,610 m
f) Altura H3: 0,396 m
g) Altura H4 (líquido de fondo): 0,22 m
Dimensiones importantes
de la zona de rectificación:
a. Diámetro nominal: 5’’ (0,141 m)
b. Diámetro interno efectivo: (0,1281 m)
c. Altura efectiva: 5,33 m
d. Caída de presión: (4,2 – 6,3) kPa
e. Relación de Reflujo: 0,744
f. Caudal de reflujo a la torre: 1,6 L/min
Accesorios internos
necesarios:
Torre con 1 División
a. Distribuidor de
líquido: 1
b. Eliminador de
neblina: 1
c. Rejas se Sujeción: 2
d. Rejas Soporte: 2
e. Sistema de
alimentación para
mezclas bifásicas: 2
f. Colector y
Redistribuidor de
líquido: 2
Torre con 3 Divisiones
a. Distribuidor de
líquido: 1
b. Eliminador de
neblina: 1
c. Rejas se Sujeción: 4
d. Rejas Soporte: 4
e. Sistema de
alimentación para
mezclas bifásicas: 2
f. Colector y
Redistribuidor de
líquido: 4
Tipo de caldereta:
Termosifón Vertical de Circulación Directa
102
Características generales
de la caldereta:
a. Flujo de fluido térmico: 35,9 L/min
b. Temperaturas de fluido térmico:
Tin = 253 °C; T2 = 243 °C
c. Carcasa: fluido térmico
d. Tubos: mezcla de hidrocarburos
e. Demanda energética: 11,50 kW
Alimentación de la torre de
destilación: Mezcla de hidrocarburos inicial
Flujo másico:
4,2 L/min
Cantidad de calor necesario
para alcanzar la
temperatura de destilación
desde una temperatura
inicial de 20 °C:
28,72 kW
Cantidad de calor necesario
para alcanzar la
temperatura de destilación
desde una temperatura
inicial de 50 °C
25,95 kW
Corriente de salida del tope
de la torre (2): Vapor de Nafta vaporizado a la salida del tope de la torre
Flujo másico:
3,7 L/min
Calor disponible desde
168 °C hasta 80 °C: 22,18 kW
Corriente de Destilados: Nafta Pesada
Flujo másico:
2,1 L/min
Calor disponible desde
80 °C hasta 30 °C: 2,42 kW
103
Corriente de Fondos: Mezcla entre Keroseno y Diesel
Flujo másico:
2,3 L/min
Calor disponible desde
168 °C hasta 125 °C:
2,75 kW
Calor disponible desde
125 °C hasta 40 °C: 6,81 kW
Sistema de Calentamiento:
Fluido térmico propuesto:
DowTherm A
Flujo másico de operación: En Estado continuo: maux = 35,9 L/min
Condición de arranque:
• maux = 35,9 L/min
• maux 2 = 91,6 L/min
Temperaturas de
operación:
• Caldereta: Tin = 253 °C; Tout = 243 °C
• E-103: Tin = 243 °C; Tout = 239 °C
Calor disponible desde
253 °C hasta 243 °C, en
estado continuo:
11,5 kW
Calor disponible desde
243 °C hasta 239 °C, en
estado continuo:
4,6 kW
Tipo de calentamiento
hacia el fluido térmico:
Dos opciones:
• Resistencias Eléctricas en un tanque con agitación.
• Calentamiento por combustibles.
Sistema de Enfriamiento:
Refrigerante escogido:
Agua
Flujo másico de operación
29,1 L/min
104
Temperatura de operación:
• E-104: Tin = 27 °C; Tout = 28,5 °C
• E-102: Tin = 28,5 °C; Tout = 33 °C
• C-101: Tin = 33 °C; Tout = 27 °C
Calor disponible desde
27 °C hasta 28,5 °C
3,03 kW
Calor disponible desde
28,5 °C hasta 33 °C
9,1 kW
Equipo sugerido: Torre de enfriamiento de tiro inducido
Sistemas de intercambio de
calor necesarias:
6:
• E-100, Calentamiento de la alimentación (1) con la
corriente de Fondos (3). Solamente es necesario en
caso que la corriente de alimentación posea una
temperatura inicial aproximada de 20 °C
• E-101, Calentamiento de la alimentación (5) con la
corriente de vapor a la salida del tope de la torre (2).
• E-102, Enfriamiento de la corriente de Fondos (11)
con el agua de enfriamiento (14).
• E-103, Calentamiento de la alimentación (6) con el
fluido térmico (19).
• E-104, Enfriamiento de la corriente de Destilado (4)
con el agua de enfriamiento (13).
• E-105, Caldereta.
Sistemas de bombeo
necesarios:
6:
• P-100, bombeo la corriente de alimentación en la
salida del receptáculo donde se almacena la totalidad
de la mezcla de hidrocarburos a temperatura
ambiente.
• P-101, bombeo para el destilado y la recirculación a la
columna.
• P-102, bombeo de la corriente de fondos de la
columna.
• P-103, bombeo para el sistema de enfriamiento.
• P-104, bombeo del fluido térmico y el ciclo de
calentamiento.
105
Sistemas auxiliares varios: 7:
• T-100, receptáculo de la mezcla de hidrocarburos
inicial (alimentación del proceso).
• T-101, sistema ecualizador de la corriente de
destilados necesario para que el proceso sea
continuo.
• T-102, sistema ecualizador de la corriente de fondos
necesario para que el proceso sea continuo.
• T-103, sistema de almacenamiento para el producto
(Nafta) del proceso.
• T-104, sistema de almacenamiento para el
subproducto (Mezcla Kero-Diesel) del proceso.
• T-105, sistema ecualizador de la corriente del fluido
térmico necesario para que el proceso sea continuo.
• C-101, Torre de enfriamiento.
Balance energético total:
Calentamiento: • Energía necesaria para que la corriente de
alimentación alcance la condición de destilación:
29,5 kW
• Caldereta: 11,50 kW
• Total: 40,22 kW
Enfriamiento: • Energía necesaria para enfriar a temperatura de
almacenamiento el producto Destilado y el
subproducto Fondo: 11,9 kW
• Energía necesaria para enfriar la corriente del tope de
la columna: 22,2 kW
106
3
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1
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P-101
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Diagrama de Flujo del Proceso de Refinación
C-100
E-103 0 L
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P-102 T-102
~
P-103
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C-101
T-105
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E-104
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Figura 33. Diagrama final del proceso de destilación cuando la corriente de alimentación tiene un valor inicial de 20 ºC
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PROVINCIA CANTÓN DISTRITO
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Elaborado por
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107
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Figura 34. Diagrama final del proceso de destilación cuando la corriente de alimentación tiene un valor inicial de 50 ºC 108
109
Conclusiones
• A partir de la curva de destilación ASMT D86 (Figura 10) se tiene una fracción de Nafta
Pesada la cual equivale a aproximadamente un 50% del volumen de la alimentación.
• A partir de la curva de destilación ASMT D86 (Figura 10) se identifica que el 50 % del
volumen que presenta un mayor punto de ebullición de la alimentación, como una
mezcla de keroseno y diésel.
• Para destilar la fracción de Nafta de la mezcla inicial de hidrocarburos se necesita una
temperatura de destilación será de 335 °F (168 °C).
• Se plantea un proceso de destilación continuo con un flujo de alimentación de 250 L/h
(0,06076 kg/s).
• Fraccionando aproximadamente un 50% del volumen de la mezcla inicial de
hidrocarburos, se tiene un flujo de destilado de 2,1 L/min (0,02604 kg/s) y un flujo de
fondos de 2,3 L/min (0,03472 kg/s).
• La temperatura de almacenamiento de la mezcla de hidrocarburos inicial es de 20 °C,
esta será la temperatura inicial del proceso.
• La temperatura de almacenamiento del producto Destilado (Nafta) es de 30 °C, esta será
la temperatura final del producto destilado.
• La temperatura de almacenamiento del subproducto Fondos (Kero-diésel) es de 40 °C,
esta será la temperatura final del subproducto fondos.
110
• La caldereta necesaria para la destilación será un Termosifón Vertical de Circulación
Directa, con un área de transferencia aproximada de 0,466 m2.
• La temperatura a la cual la caldereta calienta la mezcla de hidrocarburos del fondo de
la columna será el promedio de las temperaturas del 50% del keroseno y del diésel, la
cual será 232 °C (450 °F).
• La caldereta se diseña para evaporar un 30% de la mezcla de hidrocarburos del fondo
de la columna.
• La carga energética de la caldereta es 11,5 kJ/s (41 364 kW-h).
• El fluido térmico que se utilizará es “DowTherm A”. La temperatura de entrada a la
caldereta es 253 °C. la temperatura de salida de la caldereta es 243 °C.
• El flujo del fluido térmico es 35,9 L/min (0,522 kg/s) en estado continuo.
• Se propone una columna con una Zona “Flash” en el fondo y en la zona de rectificación
una columna rellena con anillos pall.
• La zona “flash” se dimensiona con una altura total de 1,62 m y un diámetro nominal 20´´
lo cual es de diámetro interno de 0,51 m.
• La altura del líquido del fondo del “flash” es 0,22 m. La altura entre el nivel superior del
líquido y las alimentaciones de la zona “flash” 0,396 m. El esoacio para la remoción por
gravedad 0,61 m. La altura para evitar el excesivo arrastre 0,396 m.
• La zona de rectificación se dimensiona con un diámetro nominal de 5´´, diámetro
interno de 0,1281 m, un número de etapas teóricas de 41,6, una relación de reflujo de
0,744 y una altura aproximada de 5,33 m y corresponde a una caída de presión máxima
de 6,3 kPa.
111
• El flujo de reciclo es 1,55 L/min (0,01937 kg/s).
• Se diseña una red de intercambio de calor para aprovechar el poder calórico de las
corrientes de salida de la columna de destilación para calentar la corriente de
alimentación a la columna.
• El primer calentamiento de la corriente de alimentación ocurre con el subproducto de
la destilación. La temperatura de la corriente de alimentación se eleva desde 20 °C hasta
50 °C. La temperatura de la corriente del subproducto disminuye desde 163 °C hasta
125 °C. El calor necesario para realizar este calentamiento es 2,75 kW. Este
calentamiento solamente aplica cuando la temperatura inicial de la corriente de
alimentación es aproximadamente 20 °C.
• El segundo calentamiento de la corriente de alimentación ocurre con el producto de la
destilación. La temperatura de la corriente de alimentación se eleva desde 50 °C hasta
155 °C. La temperatura de la corriente del producto disminuye desde 163 °C hasta
80 °C, esta temperatura es a la que se realiza la recirculación a la columna. El calor
necesario para realizar este calentamiento es 22,2 kW.
• Para que la corriente de alimentación alcance la temperatura de destilación (168 °C) es
necesario otro sistema de calentamientos, este se llevará a cabo con la corriente de
salida de la caldereta del fluido térmico. La temperatura inicial del fluido térmico es
243 °C. La temperatura final del fluido térmico es de 239 °C. El calor necesario para
realizar este calentamiento es 3,77 kW.
• Para la condición donde no se puedan realizar aprovechamientos energéticos
(condición de arranque del proceso) se necesita un flujo extra de fluido térmico de
(0,81 kg/s). El flujo del fluido térmico necesario total para la condición de arranque es
91,6 L/min (1,332 kg/s).
• Para alcanzar la temperatura de almacenamiento de la corriente del subproducto de la
destilación debe de ser enfriado desde 125 °C hasta 40 °C con agua como fluido de
112
enfriamiento. Para dicho enfriamiento la temperatura del agua se eleva desde 28,5 °C
hasta 33 °C utilizando un flujo de 29,1 L/min (0,4826 kg/s). El calor necesario para
realizar este enfriamiento es 6,81 kW.
• Para alcanzar la temperatura de almacenamiento de la corriente del producto (Nafta)
de la destilación debe ser enfriada desde 80 °C hasta 30 °C con agua como fluido de
enfriamiento. Para dicho enfriamiento se utiliza la corriente de agua de la salida del
primer enfriamiento, entonces la temperatura del agua se eleva desde 27 °C hasta
28,5 °C utilizando el mismo flujo de 29,1 L/min (0,4826 kg/s). El calor necesario para
realizar este enfriamiento es 3,03 kW.
• Se recomienda seguir con un análisis de costos e ingeniería a detalle para el
escalamiento de este proceso de destilación de planta piloto de una mezcla de
hidrocarburos proveniente de la pirólisis de plásticos.
• Se recomienda tomar en consideración las dimensiones calculadas en el presente
trabajo de la torre de destilación y los equipos auxiliares a la hora de realizar la compra
del lugar o bodega donde se instalará la planta piloto.
• Se recomienda realizar un análisis de la cantidad de gas que se pierde al no ser
recuperado en la reacción de pirólisis y en el proceso de refinería de la mezcla de
hidrocarburos.
• Se recomienda mantener el material de alimentación al sistema de destilación a una
temperatura de 50 °C, con el fin de no tener que utilizar un el intercambiador E-100.
• Se recomienda que el tanque de almacenamiento de la materia prima posea un
condensador de aire necesario para evitar que se dé un escape de vapores.
113
Bibliografía
Aguado, J., & Serrano, D. (2011). El papel de la Química en la valorización de los residuos
plásticos. España: Química y Medio Ambiente.
ARP SURA. (20 de abril de 2018). Manipulación y almacenamiento de materiales inflamables y combustibles. Obtenido de https://www.arlsura.com/index.php/150-cistema-
/terminos-de-uso-comun/2256-biblioteca-de-cistema
Bagajewicz, M., & Ji, S. (2001). Rigorous Procedure forthe Design of Conventional Atmospheric
Crude Fractionation Units. Part I: Targeting. American Chemical Society, 617-626.
Balanced Energy. (2017). Datos característicos de la mezcla de hidrocarburos. Heredia, Costa
Rica.
Botello, F., Avalos, F., & Camporredondo, E. (2010). Pirólisis del polietileno en presencia y
ausencia de catalizadores arcillosos. México: Universidad Autónoma de Caohuila.
Chacón, G. (2012). Fenómenos de transporte Cantidad de movimiento, calor y masa. San José,
Costa Rica: Universidad de Costa Rica.
Coker, K. A. (13 de noviembre de 2016). Ludwig's Applied Process Design for Chemical and
Petrochemical Plants. 11.14.1 Process Design of a Crude Oil Distillation Column, 2.
(Elsevier, Recopilador) Recuperado el 19 de mayo de 2016, de
http://app.knovel.com/hotlink/pdf/id:kt0081PW82/ludwigs-applied-process-
2/process-design-crude
Contreras, F. (2014). Estudio de la pirólisis catalítica de polietileno en un reactor semi-batch.
Santiago, Chile: Universidad de Chile.
Da conceicão, O. (2015). Herramienta Automatizada para diseñar intercambiadores tubo-
carcasa en procesos con vaporización. Sartenejas, Venezuela: Universidad Simón
Bolívas.
Duque, A. (2004). Diseño y contrucción de un prototipo de intercambiador de calor utilizando termosifones bifásicos. Medellín, Colombia: Universidad Eafit.
Gastelo, E. (1998). Evaluación técnica de la operación de una columna de destilación al vacío
para determinar el ensuciamiento en la zona de lavado y las consecuencias en el
fraccionamiento. Lima, Perú: Universidad Nacional de Ingeniería.
INDUSTRIA E INGENIERÍA QUÍMICA. (24 de marzo de 2018). Obtenido de
http://www.industriaquimica.net/absorcion-y-desorcion.html
Liu, J. (2012). Predicting the products of crude oil distillation columns. Manchester, Inglaterra:
Universidad de Manchester.
114
Luyben, W. (2006). Distillation Design and Control Using Aspen Simulation. New Jersey, USA:
Wiley-Interscience.
McCabe, W. (2007). Operaciones unitarias en ingeniería química. México D.F.: Mc Graw-Hill.
Mohapatra, A., & Singh, M. (2008). Preparation of Liquid Fuels From Waste Plastics. Rourkela,
India: National Institute Technology.
Nabarlatz, D. (2006). Apuntes de destilación multicomponente. Colombia: UIS.
Narváez, A., Zavala, J., Roncha, A., & Rubio, C. (2013). Método corto para la destilación
discontinua multicomponente considerando una política de reflujo variable. Yucatán,
México: Universidad Autónoma de Yucatán.
Nelson, W. L. (1958). Petroleum Refinery Engineering. New York, USA: McGRAW-HILL BOOK
COMPANY.
Páez, O. (2010). Norma ISA. Santiago, Chile: Universidad de Santiago de Chile.
Pirobloc. (11 de febrero de 2018). Pirobloc: sistemas de calentamiento con aceite térmico.
Ramírez, V., & Diwekar, U. (2000). Multicomponent Distillation. Pittsburg, USA: Carnegie Mellon
University.
RECOPE. (14 de octubre de 2017). Obtenido de https://www.recope.go.cr/manual-de-
productos/
rvt process equipment GMBH. (25 de abril de 2018). interiores de columna. Obtenido de
http://www.rvtpe.com/interiores-de-columna/?lang=es
Seader, J., Henley, E., & Roper, D. (2010). Separation process principles. John Wiley and Sons
Inc: USA.
Smith, R. (2005). chemical Process Design and Integration. Machester, Inglaterra: Universidad
de Machester.
Sulzer. (25 de abril de 2018). Sulzer Products. Obtenido de
https://www.sulzer.com/en/shared/products/2017/04/11/10/05/column-internals
Tarifa, E., Erdmann, E., & Humana, D. (2008). Determinación de la curva de destilación flash
para cortes de petróleo utilizando simuladores comerciales. Argentina: Universidad
Nacional de Salta.
Treybal, R. (2005). Operaciones de transferencia de masa. USA: McGRAW-HILL.
Turton, R., Bailie, R., & Whiting, W. (2009). Analysis, Synthesis, and Design of Chemical
Processes. Boston, Estados Unidos: PRENTICE HALL.
115
UNEP. (2009). Converting Waste Plastics into a Resourse. Osaka, Japón: United Nations
Environment Programme.
VEMACERO. (01 de 06 de 2018). Tubería de acero al carbono. Obtenido de
www.vemacero.com
Wankat, P. (2008). Ingeniería de procesos de separación. México: Pearson Educación.
Watkins, R. (1973). Petroleum Refinery Distillation. Texas: Gulf Publishing Company.
116
117
Anexos
Cuadro 29 Curva de destilación de la mezcla de hidrocarburos a destilar proporcionados
por la empresa “Energías Balanceadas”
Porcentaje de volumen recuperado, V/% Temperatura de destilación, T/°F 1 172,4 (78 °C)
10 262,4 (128 °C) 20 271,4 (133 °C) 30 284 (140 °C) 40 298,4 (148 °C) 50 327,2 (164 °C) 60 390,2 (199 °C) 70 438,8 (226 °C) 80 471,2 (244 °C) 90 516,2 (269 °C)
99,8 608 (320 °C) Volumen recuperado: 99,8%
Figura 35. Correlaciones utilizadas en el programa de simulación
118
Figura 36. Especificaciones de simulación para las condiciones Flash (en equilibrio)
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Figura 37. Distribución de las fracciones mol para la simulación de un equipo Flash (en equilibrio)
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Figura 38. Distribución de los Pseudo-Componentes para el balance de masa presentado en el Cuadro 3.II de la Discusión de Resultados
