metodologia general del cálculo para torres de destilación

PDVSA N TITULO

REV. FECHA DESCRIPCION PAG. REV. APROB. APROB.

APROB. FECHAAPROB.FECHA

TORRES DE FRACCIONAMIENTO

PDVSA, 1983

MDP04CF03 METODOLOGIA GENERAL DE CALCULO

APROBADA

NOV.96 NOV.96

NOV.96 Y.M.0 21 F.R.

MANUAL DE DISEO DE PROCESO

ESPECIALISTAS

REVISION FECHA


TORRES DE FRACIONAMIENTO

METODOLOGIA GENERAL DE CALCULONOV.960

PDVSA MDP04CF03

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Indice1 OBJETIVO 2. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

2 ALCANCE 2. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

3 REFERENCIAS 2. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

4 METODOLOGIA GENERAL DE CALCULO 2. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 4.1 Caracterizacin de las corrientes 3. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 4.2 Mtodos Termodinmicos 5. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 4.3 Generacin de Estimados 7. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 4.4 Ejemplos prcticos 8. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

http://www.intevep.pdv.com/santphttp://www.intevep.pdv.com/santp/mdp/indice_mdp.htmhttp://www.intevep.pdv.com/santp/mdp/fraccio/indice_fraccio.htm

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1 OBJETIVOPresentar la metodologa generalmente usada para el diseo de torres dedestilacin en la industria petrolera y petroqumica.

2 ALCANCEEsta subseccin da las herramientas para el diseo de torres de fraccionamientonormalmente utilizadas en las instalaciones petroleras y petroqumicas. Seespecifican criterios para caracterizacin de las corrientes, seleccin del mtodotermodinmico mas apropiado y generacin de estimados iniciales, presentandoejemplos operacionales que ilustran dicho procedimiento . El modelaje riguroso, laoptimizacin del diseo y el dimensionamiento de los equipos se presentan en lassubsecciones siguientes.

3 REFERENCIAS Destillation Design, Henry Z. Kister. Mc. Graw Hill, N.Y. 1992 Watkins R.N, How to Desing Crude Distillation. Hydrocarbon Processing. 1969. Wilcox R, Steven W, Simulate VaporLiquid Equilibrium. Chemical Engineering.

Octubre 1986.

4 METODOLOGIA GENERAL DE CALCULO

El procedimiento de diseo de una torre de fraccionamiento comienza con unrequerimiento o grado de separacin entre los componentes de una mezcla quese desea obtener. Como resultado se obtiene el dimensionamiento de la torre,internos y equipos asociados ( condensador, rehervidor, bombas, etc ) necesariospara satisfacer el servicio en cuestin. La metodologa utilizada para el diseo deuna torre de fraccionamiento involucra las siguientes etapas:

1. Definicin del requerimiento de diseo2. Caracterizacin de las corrientes de proceso3. Seleccin de mtodos termodinmicos4. Generacin de estimados iniciales5. Modelaje riguroso/Generacin del balance de masa y energa6. Optimizacin7. Dimensionamiento de los equipos.

La definicin clara del requerimiento de diseo es de vital importancia para susatisfaccin. En este capitulo se presentaran lineamientos para la generacin deun estimado , que sirva de punto de partida para el modelaje riguroso de la torre defraccionamiento objeto de estudio. El modelaje riguroso, la optimizacin a laconfiguracin obtenida y el dimensionamiento de los equipos se presenta en lassubsecciones posteriores.


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4.1 Caracterizacin de las corrientes

La resolucin de cualquier problema de destilacin involucra el clculo de laspropiedades termodinmicas de las corrientes de proceso. En la mayora de lasaplicaciones petroqumicas, la composicin de dichas corrientes esta definida porcomponentes especficos y sus propiedades pueden ser estimadas, en un mayoro menor grado, aplicando el mtodo termodinmico mas adecuado, el cualdepende de la naturaleza de las especies qumicas involucradas y de lascondiciones de operacin del proceso.

En la industria de la Refinacin, en lo que se refiere a los crudos y sus fracciones,un anlisis completo componente por componente no es practico dada la cantidadpresente. En su lugar, para los crudos se utiliza la curva de destilacin TBP, la cualpermite determinar el punto de ebullicin real de las distintas fracciones presentes;para fracciones de crudo se utilizan los ensayos estndar ASTM D86, D1160 y EFV(vaporizacin instantnea en equilibrio).

La caracterizacin de una corriente de crudo o de sus fracciones, consiste enasociar a los ensayos de laboratorio una serie de componentes hipotticosdiscretos ( seudocomponentes ). A partir de esta informacin y correlaciones, sepueden predecir las propiedades termodinmicas y de transporte necesarias paramodelar los fluidos o corrientes de proceso.

Si no se dispone de data de destilacin, los simuladores pueden generar una TBPpromedio basados en las propiedades globales del hidrocarburo: peso molecular,densidad y el factor K(UOP). Sin embargo, mientras ms informacin sesuministre, ms exactas sern las propiedades predichas por el simulador,especialmente cuando se trabaja con crudos pesados.

Si se dispone de la curva de destilacin y se suministran las propiedades fsicasglobales del hidrocarburo, se obtendr una mejor prediccin de las propiedadesde los seudocomponentes y por ende de las corrientes de proceso. Lo ideal esdisponer de curvas de laboratorio para el peso molecular, densidad y viscosidad,lo cual aumenta la exactitud en la prediccin de propiedades.

4.1.1 Generacin de seudocomponentes

A partir del ensayo del crudo o fraccin de crudo, se puede caracterizar dichacorriente con la ayuda de un simulador de procesos, para ello determine el nmerode cortes para cada rango de punto de ebullicin siguiendo los siguientes criterios:

Mayor nmero de cortes en los rangos de punto de ebullicin donde se requiereun fraccionamiento ms detallado.

Limitar el rango ms alto de punto de ebullicin a 1650 F (900 C) ya que lascorrelaciones de propiedades crticas fallan por encima de esta temperatura.


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Por encima de 1200 F (650 C) usar un mnimo de cortes ya que este rangonormalmente no es fraccionado. En caso de crudos pesados y/o la simulacinde una unidad de vaco se deber usar mayor nmero de seudocomponentesen este rango.

La Tabla 1 presenta una recomendacin para determinar el nmero deseudocomponentes dependiendo del intervalo de punto de ebullicin. Sinembargo, la experiencia indica que dependiendo de la naturaleza del crudopueden lograrse buenos resultados a partir de dicha recomendacin.

TABLA 1. ESTIMACIN DE SEUDOCOMPONENTES

Intervalo deEbullicin

Nmero deSeudocomponentes

IBP 425C 28

425 650C 8

650 900C 2

En general para establecer el nmero definitivo de seudocomponentes en unacorriente, verifique que el modelo construido en el simulador reproduce lascaractersticas del crudo en estudio, determinando el porcentaje de desviacinentre las propiedades calculadas y los datos de laboratorio. Normalmente sepuede aceptar un porcentaje de desviacin en las curvas de destilacin del ordendel margen de error del ensayo. Sin embargo en el caso de crudos pesados puederequerirse relajar esta especificacin, todo depender de la precisin requerida.

Normalmente se lograr mejorar la reproduccin de los datos experimentales,incrementando el nmero de seudocomponentes en el intervalo de punto deebullicin donde se observan mayores desviaciones. El compromiso entre laprecisin requerida , los costos de computacin y la facilidad en el manejo de lainformacin, determinaran el nmero definitivo a utilizar.

4.1.2 Caracterizacin de la alimentacin y/o mezcla de productos

Para caracterizar la alimentacin (crudo) a un proceso de destilacin, existen dosprocedimientos:

Se usa los datos del crudo para generar los seudocomponentes. Se usa los datos de los productos; se mezclan y la mezcla resultante se utiliza

para generar los seudocomponentes.Normalmente se prefiere el segundo procedimiento. En este caso se prefieremezclar volumtricamente los productos y caracterizar la mezcla, antes quecaracterizar independientemente los productos y luego mezclarlos, por lassiguientes razones:

Se evitan duplicacin de seudocomponentes por el solapamiento que existeentre las curvas TBP de las fracciones.


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La curva TBP resultante suaviza los extremos de las curvas de las fraccionesindividuales, extremos que normalmente son imprecisos.

Este procedimiento no se recomienda para fracciones con curvas TBP solapadasy curvas de propiedades fsicas muy diferentes (por ejemplo crudos y corrienteshidrocraqueadas); en este caso se deber caracterizar cada corriente porseparado.

4.2 Mtodos Termodinmicos

El diseo de torres de fraccionamiento requiere de la prediccin delcomportamiento en el equilibrio de una mezcla lquidovapor, el cual dependeprincipalmente de la naturaleza de las especies qumicas que constituyen lamezcla y de las condiciones de operacin de la unidad en estudio.

Los mtodos o modelos termodinmicos predicen el comportamiento en elequilibrio de una mezcla lquido vapor, sin embargo, en las unidades de crudo, laexactitud de los resultados depende mucho mas de la caracterizacin de lacorriente que del mtodo termodinmico seleccionado.

Los mtodos de mayor aplicacin son:

SoaveRedlichKwong (SRK) y PengRobinson (PR)

SRK y PR dan excelentes resultados de 0 a 5000 psi y en un extenso rango detemperatura, desde 460 F hasta 1200 F. Sin embargo, en la regin critica SRKpredice el equilibrio lquidovapor con poca aproximacin mientras que PR damejores resultados en esta regin Las densidades estimadas pueden alcanzardesviaciones del 10 al 20 %. No se recomiendan para sistemas muy alejados dela idealidad

Las aplicaciones tpicas en las cuales estos mtodos reportan mejores resultadoscorresponden a demetanizadores, debutanizadores, separadores etanoetileno,propanopropileno y absorvedores de la cola liviana

BenedictWebbRubin (BWR)

Este mtodo fue diseado para predecir la propiedades de mezclas dehidrocarburos livianos (C5 y menores) con N2, H2 y H2S. Es muy adecuado paratemperaturas inferiores a 200 F y presiones menores a 2000 psi. Es excelentepara predecir el equilibrio liquido vapor de corrientes de gas natural. Aplicacionestpicas son separaciones criognicas de He y N2 de gas natural y procesamientoa baja temperatura de nafta liviana. En la regin supercrtica debe utilizarse conprecaucin.


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Modelos basados en coeficientes de actividad de lquidos.Los modelos de prediccin de propiedades termodinmicas basados encoeficientes de actividad de lquido, se utilizan para predecir el equilibrio lquidovapor de mezclas no ideales. Los de mas amplio uso son el de NRTL,Uniquac,Van Laar, Wilson Y ScatchardHildebrand. Todos estos modelosrequieren los parmetros de interaccin para cada par de componentes

UNIFACEste modelo predice el equilibrio lquidovapor en base a la contribucin degrupos funcionales, los cuales se asume que tienen la misma contribucin entodas las molculas. Permite predecir el comportamiento de sistemas de loscuales no se dispone de datos experimentales.

UNIFAC solo puede ser usado para mezclas condensables de no electrlitos, conun nmero de grupos funcionales menor de 10, temperaturas inferiores a 300 Fy presiones bajas ( tipicamente por debajo de 50 psi )

GraysonStreed ( GS )La correlacin de Grayson Streed es una extensin de la metodologa de ChaoSeader ( CS ), la cual permite extender la validez de esta ltima hastatemperaturas de 800 F y presiones de 3000 psi. El rango de aplicabilidad de estacorrelacin comprende temperaturas entre 0 y 800 F y presiones inferiores a3000 psi. La correlacin se utiliza generalmente para la simulacin de unidadesatmosfricas de crudo, hidrotratadoras y reformadoras. No es recomendableutilizar CS y GS para modelar la separacin componentes con poca diferencia devolatilidad, ya que generalmente sobre estima esta variable y predice unaseparacin mejor a la real.

Braun K10Este mtodo se aplica generalmente a temperaturas superior a 100 F y presionesmenores a 100 psia. Ha demostrado ser efectivo en la simulacin de unidades devaco y es el mas recomendado para predecir el comportamiento de crudospesados.

SourWaterSystemEsta correlacin fue desarrollada para sistemas se aguas agrias. Esta tienevalidez para un porcentaje de gases disueltos en el agua ( H2S, NH3 y CO2 ) inferioral 30 %, temperaturas entre 30 y 300 F y presiones inferiores a 100 psia. Se utilizapara el dimensionamiento de despojadores de aguas agrias.

En la actualidad los paquetes de simulacin de procesos poseen considerablesavances o modificaciones a las metodologas originales de sistema como SRK YPR, para mejorar sus predicciones del comportamiento de sistema noideales. Serecomienda consultar el manual del simulador de procesos, para verificar lascondiciones y los sistemas a los que son aplicables.


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4.3 Generacin de EstimadosPara el diseo de una unidad de fraccionamiento se requiere de un punto departida, un estimado inicial, a partir del cual se pueden establecer, despus de unanlisis riguroso, los parmetros de diseo de la unidad. Este puede establecerseen base a experiencia previa, por conocimiento del servicio en cuestin, y/outilizando una metodologa simplificada de clculo Shortcut

El procedimiento de clculo simplificado generalmente utiliza las ecuaciones deFenske para determinar el nmero de platos mnimo requerido para laseparacin, la ecuacin de Underwood para el reflujo mnimo y la ecuacin deGilliland para establecer la relacin entre el nmero de etapas tericas y el reflujo.

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

4.3.1 Caracterizacin de Corrientes

Determine la composicin de las corrientes de proceso, bien sea a partir de unacromatografa o de un ensayo estndar de laboratorio como TBP, ASTM D86 oD1160. Seleccione el mtodo termodinmico mas apropiado, de acuerdo con lanaturaleza de las corrientes de proceso y condiciones de operacin de la columna,para predecir las propiedades termodinmicas y de transporte de la mezcla lo masexacto posible. ( Subsecciones 3.1 y 3.2 )

4.3.2 Definicin de componentes claves

Establezca el componente clave liviana y clave pesada de la separacin que vaa realizar.

Clave liviana

Es el componente mas pesado presente en el destilado, cuyo porcentaje derecuperacin es mayor en el destilado que en el producto de fondo.

Clave Pesada

Es el componente mas liviano en el fondo, cuyo porcentaje de recuperacin esmayor en el fondo que en el destilado.

Cuando se requiere producir un producto de alta pureza, dos componentescercanos en trminos de volatilidad son seleccionados como componentesclaves. En caso de requerirse menor grado de separacin, la diferencia devolatilidad de los componentes claves no tiene que ser tan estrecha y puedenestar separados por un componentes de punto de ebullicin intermedio.

4.3.3 Establecimiento del balance de masa aproximado

A partir del flujo y composicin de la alimentacin estime una distribucin decomponentes en el destilado y en el producto de tope, basado en el grado deseparacin o calidad requerida. Para este fin, normalmente se asume que loscomponentes de volatilidad superior al componente clave liviano estn presentesolamente en el destilado, mientras que los mas pesados estarn en el fondo.


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4.3.4 Establecimiento de condiciones de operacin

Presin y temperatura de tope.

La temperatura en el tambor de reflujo se establece en funcin a la temperaturadel medio de enfriamiento disponible. En el caso de productos gaseosos, lapresin en esta zona corresponde a la presin de roco , mientras que paraproductos lquidos corresponde a la presin de punto de burbuja. La temperaturaen el tope es la sumatoria de la presin en el tambor de reflujo, las prdidas en lalinea y en el condensador.

4.3.5 Cada de presin

Normalmente se permite una cada de presin de 0.3 a 0.7 bar (4 a 10 psi) a travsde la columna, basado en 7mbar ( 0.2 psi ) de cada de presin por plato.

4.3.6 Temperatura y presin de fondo

La presin de fondo es la presin de tope menos la cada de presin determinadapreviamente. La temperatura de fondo puede estimarse calculando el punto deburbuja del producto de fondo a la presin de fondo estimada.

4.3.7 Temperatura de la alimentacin

Esta se determina basado en el grado de vaporizacin requerida a una presinintermedia entre las condiciones de tope y fondo de la columna.

4.3.8 Carga calrica condensador y rehervidor

Estime en funcin de la composicin de los productos de tope y fondo el calorlatente de vaporizacin de dichas corrientes. A partir de estos estime la cargacalrica del condensador y rehervidor.

4.3.9 Determinacin de parmetros operacionales

Establezca el nmero de etapas tericas y la relacin de reflujo requerida para laseparacin, bien sea en base a experiencia previa o ejecutando un procedimientoaproximado de clculo Shorcut en un paquete de simulacin de procesos. Estele suministrara el nmero mnimo de platos tericos, reflujo mnimo y un anlisisdel diseo en funcin del nmero de platos, definiendo el plato de alimentacin.

4.4 Ejemplos prcticosPara ilustrar el procedimiento de generacin de estimados, a continuacin algunosejemplos de clculo.


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4.4.1 Generacin del estimado inicial para el diseo de una columna derecuperacin de metanol

La alimentacin a esta unidad es una corriente de aguametanol de 11487Kg/h,con una concentracin de metanol de 20 % p, a un a temperatura de 79 C(175 F) y una presin de 1.5 bar (36 psia). El medio de enfriamiento es aire.(Temperatura de bulbo seco 45 C (110 F)). Las especificaciones de los productosson las siguientes:

H2O en el metanol recuperado: 500 ppmp mx

MEOH en el agua recuperada: 200 ppmp mx

A continuacin los pasos para generacin del estimado inicial:

Mtodo termodinmico

En este caso dada la naturaleza del sistema se calcularan las constantes deequilibrio con NRTL, las entalpias de vapor y lquido considerando el sistema idealy las propiedades de transporte a a partir del banco de datos del simulador paracomponentes puros.

Determinacin de componentes claves

Si no se conoce la volatilidad relativa de los componentes a separar, determineestas, bien sea con ayuda de un simulador de procesos o a partir de data tabulada.

En este caso el componente ms voltil es el metanol, por lo que se establececomo la clave liviana.

Balance de masa preliminar

En esta separacin se quiere recuperar prcticamente todo el metanol por el topede la columna por lo tanto un balance de masa preliminar es el siguiente:

Sistema Mtrico

Alimentacin Tope Fondo

11487 Kg/h 2298 Kg/h 9189 Kg/h

71.8 Kmol/h 510 Kmol/h

Sistema Ingls

Alimentacin Tope Fondo

25328 Lb/h 5066 Lb/h 20261 Lb/h

158.3 Lmol/h 1126 Lmol/h


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Establecimiento condiciones de operacin

Temperatura y presin de tope

El medio de enfriamiento es aire con una temperatura de bulbo seco de 45C (110F). En general al usar aire en estas condiciones, la mnima temperatura de salidadel producto de tope del condensador es 55 C (130F). Por lo tanto, la presin enel tambor de reflujo se estima como la temperatura de burbuja del metanol a 55C Esta fue determinada utilizando proII y resulto ser 0.7 bar (10 psia).Considerando 0.36 bar de cada de presin para el condensador, las lineas yaccesorios, la presin en el tope de la columna es de 1 bar (15 psia).

Cada de presin en la columna

35 etapas x 0.2 psi/etapa = 7 psi

Presin en el fondo 1 bar + 0.5 bar = 1.5 bar (22.5 psi )

Temperatura de fondo: Temperatura de burbuja del agua a 22.5 psig.

Tfondo= 130 C ( 235 F ). Obtenido a partir de las tablas de vapor de agua.

Estimacin de la carga calrica del condensador y rehervidor

En este caso por tratarse de sustancias puras estos pueden estimarse a partir delcalor latente de cada uno de los productos, a las condiciones de operacin en eltope y fondo de la columna. Ejecutando un Shortcut en un paquete de simulacinde procesos tambin se obtiene esta informacin. La Tabla 2 resume losrequerimientos calricos de la columna, estimados a partir del calor latente de losproductos.

TABLA 2. ESTIMACIN CARGA CALORICA CONDENSADOR Y REHERVIDOR

Unidades

Unidades

UnidadesMtricas

UnidadesInglesas

Q lat MEOH ( 15 psi )

1098002

J/Kg

472

BTU/LB

Flujo MEOH

2298

Kg/H

5066

LB/H

Relacin de Reflujo

3

3

Vapor de tope

9190

Kg/H

20264

LB/H

Q Cond

10.09

MM KJ/H

9.56

MM BTU/H

Qlat H2O ( 235 psi )

2221593

J/Kg

947

BTU/LB

Flujo de agua

9189

Kg/H

20261

LB/H

% de Vap

60

60

Q reh

12.17

MM KJ/H

11.54

MM BTU/H


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Estimacin del nmero de etapas tericas y reflujo

Por experiencia previa se tiene que para este servicio, se requierenaproximadamente 35 etapas tericas en la columna para realizar la separacin.La relacin de reflujo esta comprendida entre 1 y 3. Sin embargo, esta informacinpuede determinarse ejecutando un Shortcut con el simulador de procesos ProII.

El simulador resuelve la ecuacin de Fenske para determinar el nmero de etapasmnimas requerida para la separacin. y la metodologa de Gilliland paraestablecer la relacin R/Rmin que minimiza el nmero de platos requerido. Esnecesario aplicar el ndice de Fenske a estos resultados, (2), para establecer elnmero de etapas tericas requeridas por el servicio. La ejecucin de esteprocedimiento se presenta al finalizar el desarrollo de esta metodologa.

En este caso el nmero de etapas de Fenske ptimas es 16, utilizando un ndicede Fenske de 2.2 se tienen 35 etapas tericas.

La Tabla 3 resume toda la informacin obtenida, la cual se utiliza como estimadoinicial para el diseo riguroso de la columna.

TABLA 3. ESTIMADO INICIAL COLUMNA DE RECUPERACIN DE METANOL

Clave liviana

Metanol

Clave pesada

H2O

UnidadesMtricas

UnidadesInglesas

Alimentacin

11487

Kg/H

25328

Lb/H

Tope

Temperatura ( Cond )

55

C

130

F

Presin

1.48

Bar

22

psi

Flujo

2298

Kg/H

5066

Lb/H

Fondo

Temperatura 121 C249 F

Presin

1.97

Bar

29

psi

Flujo

9189

Kg/H

20262

Lb/H

Etapas

35

35

Reflujo

3

3

Q Cond

10.09

MM KJ/H

9.56

MM Btu/H

Q Reherv

12.17

MM KJ/H

11.54

MM Btu/H


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Ejecucin del Short cut, utilizando el simulador Pro II.

El problema esta realizado en unidades inglesas.

TITLE PROJECT=2349,USER=J. MEDINA,DATE=81196,*

PROBLEM=ESTIMADO

INICIAL 1

DESC SIMULACION RECUPERACION DE MEOH

DIMENSION ENGLISH

TOLERANCE STREAM=0.001

PRINT RATE= M,W ,PERCENT=W

COMPONENT DATA

LIBID 1,MEOH/2,H2O

*

THERMODYNAMIC DATA

METHOD KVALUE(VLE)=NRTL,ENTH(V)=IDEA,ENTH(L

DENS(V)=IDEA,DENS(L)=IDEA,COND(V)=PURE, *

COND(L)=PURE,SURF=PURE,VISC(V)=PURE, *

VISC(L)=PURE,PHI=IDEA,SET=SET01

KVALUE(VLE) POYNTING=NO,FILL=UNIF,BANK=ALCOHOL,AZEOTROPR=SIMSC

STREAM DATA

FORMAT IDNO = 1, TOTAL, RVP, TEMP, PRES

$ AGUA/METANOL A RECUPERADORA DE METANOL

PROP STRM=1,TEMP=175,PRESS=36,RATE(W)=25328,*

COMPOSITION(W)=1,5066/2,20262

PROP STRM=5,TEMP=100,PRESS=30,RATE=100,*

COMPOSITION(W)=1,100

NAME 1,ALIMENT/2,TOPE /3,FONDO/*

4,CORTE LAT

UNIT OPERATIONS DATA

FLASH UID=1,NAME=TBUB

FEED 5

PROD V=6,L=7

BUBB TEMP=130,PEST=15

SHORTCUT UID=2,NAME=RECMEOH FEED 1

PROD STRM=2,PHASE=L,RATE=158.3,PRESS=30

PROD STRM=3,PHASE=L,PRESS=35

SPEC STREAM=3,RATE,VALUE=1126

COND TYPE=BUBB

EVALUATE MODEL=CONV,*

KEYL=1,KEYH=2 METHOD SET=SET01


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Resultados: Los resultados relevantes de la simulacin se muestran acontinuacin.

TOTAL STREAM RATES

MOLES

WEIGHTLIQUID VOL-NORM VAPOR(1)

WEIGHTLIQUID VOLNORM VAPOR(1)

NUM

STREAM

PHASE

LBMOL/HR

LB/HR

FT3/HR

FT3/HR

SECTION TRAYS

2L

156.83

5024.51

101.16

59516.07

1

8

3L

1126

20303.5

325.87

427298.4

TOTALS 1282.8325328.01427.03486814.448

SPECIFICATIONS

PARAMETER

COMP.

SPECIFICATION

SPECIFIED

CALCU-LATED

TYPE

NUM

TYPE

VALUE

VALUE

STRM 2

1

MOL FRACTION

9.99E01

1.00E+00

STRM 3

MOL RATE

1.13E+03

1.13E+03

SUMMARY OF UNDERWOOD CALCULATIONS

MINIMUM REFLUX RATIO 2.39902

FEED CONDITION Q

1.0666

FENSKE MINIMUM TRAYS 8.001

THEORETICAL TRAYS 2.00 * MMINIMUM

TOTAL

FEED

R/RMIN

M/MMIN

REFLUX

DUTY, MM BTU/HR

TRAYS TRAY RATIOCONDENSER REBOILER

12

9

2.009

1.5

4.567

1.30E+01

1.44E+01

14

11

1.481

1.75

3.368

1.02E+01

1.16E+01

16

13

1.299

2

2.953

9.20E+00

1.07E+01

18

14

1.178

2.25

2.678

8.56E+00

1.00E+0120

16

1.092

2.5

2.482

8.11E+00

9.57E+00


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4.4.2 Diseo de una torre de destilacin atmosfrica

Para obtener un balance de masa aproximado con las caractersticas ypropiedades de cada una de las corrientes que se obtendrn en la torreatmosfrica, se aplicar una metodologa aproximada de clculo o shortcut,utilizando el simulador de PRO II.

Se presenta el diseo de una torre de destilacin atmosfrica alimentada conCrudo Sur Ta Juana Mediano (STJM) de 24.7 API. La columna deber fraccionar123000 BPD de crudo en los cortes convencionales de nafta, querosn, gasoleoy residuo atmosfrico maximizando destilados. La torre operar a unatemperatura mxima de 400 C de manera de evitar craqueo del crudo.

A continuacin se muestran los pasos para la generacin del estimado inicial:

Datos de Entrada: Para realizar la caracterizacin del crudo se debe disponercomo mnimo del ensayo del crudo y de la gravedad API promedio. De manera delograr la reproduccin de la curva del ensayo experimental es recomendabledisponer de informacin adicional tal como: porcentaje de livianos, curva degravedad API, peso molecular, viscosidad cinemtica, punto de fluidez y contenidode azufre en funcin del porcentaje de destilado.

En las Tablas 4 a 7 se presentan las propiedades del crudo, la destilacin TBP (F),porcentaje de livianos, y la gravedad API obtenidos de datos experimentales.

TABLA 4. PROPIEDADES DEL CRUDO SUR TA JUANA MEDIANOGravedad API

24.7

Contenido Azufre, % peso

1.61

Viscosidad Cinemtica, cS

@ 70 F@ 100 F

75.5

34.2

TABLA 5. COMPONENTES LIVIANOS

Componentes

% vol

Metano

EtanoPropano

0.17

0.45

Iso butano

Normal butano

0.27

0.66

Iso pentano

Normal pentano

0.53

0.57TOTAL

2.66


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TABLA 6. ENSAYO TBP (F) @ 760 MMHG PARA EL CRUDO SUR TA JUANAMEDIANO

Temp.15/5 (F)/ Porc. Dest.(%vol)

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

1.9

2.2

2.6

2.9

3.2

3.7

4.2

1.35

4.7

1.4

5.1

1.7

5.9

200

300

400

6.4

13.6

20.4

7.0

14.4

21.1

7.8

15.1

21.9

8.5

15.7

22.6

9.1

16.4

23.2

9.8

17.1

24.0

10.7

17.8

24.7

11.5

18.5

25.2

12.1

19.1

26.2

12.8

19.9

27.0

500

600

700

27.9

37.0

46.9

23.6

38.0

47.8

29.4

39.0

48.8

30.2

40.0

49.7

31.2

41.1

50.5

32.1

42.1

51.3

33.0

43.0

52.2

34.0

44.0

53.0

35.0

45.0

54.0

36.1

46.0

54.9

800

900

1000

55.9

63.8

71.3

56.5

64.7

72.2

57.3

65.3

73.0

58.1

66.1

73.9

59.0

66.9

74.6

59.9

67.7

75.2

60.6

68.4

61.4

69.2

62.2

69.9

63.0

70.7

TABLA 7. GRAVEDAD API EN FUNCIN DEL POCENTAJE DESTILADO

MID LV (%)

Gravedad API

MID LV (%)

Gravedad API

2.5

85

50

235.0

68

55

22

10

54

60

20

20

42

70

18

30

34

73

1640

27

76

12

45

24

Con esta informacin el sistema define una serie de pseudocomponentes pordefecto; el cual es posible modificar de acuerdo a los requerimientos. Comoaproximacin inicial se permiti que el simulador estableciera los cortes.


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El simulador ajusta automticamente los datos de la destilacin TBP y el anlisisde livianos, tomando el punto de ebullicin del ltimo componente ms pesado enla corriente de livianos y lo intercepta con la curva TBP. Por otro lado, hay que tenerpresente el punto inicial de la destilacin TBP, ya que el sistema toma 1% pordefecto.

Mtodo termodinmico: El mtodo termodinmico adecuado parahidrocarburos pesados y crudos a bajas presiones es el Braun K10 (BK10). Pararangos de aplicacin ver seccin 4.2.5 de este documento.

Caracterizacin del crudo: La Fig. 1 presenta la comparacin entre la curva TBPexperimental y la obtenida por simulacin, observandose que estasprcticamente se superponen. De este anlisis se concluye que el mtodo decaracterizacin utilizado reproduce la caracterstica del crudo original.

Fig 1. CURVA TBP EXPERIMENTAL VERSUS TBP REPRODUCIDA

PORCENTAJE EN VOLUMEN

TE

MP

ER

AT

UR

A (

C)

0.00100.00

200.00300.00

400.00500.00

600.00

700.00800.00

900.001000.00

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

TBP EXPERIM. TBP. REPROD.

Balance de masa preliminar: El rendimiento de cada uno de los productos seestableci a partir de la curva TBP del crudo y el rango de ebullicin de cada unode los ellos.

TABLA 8. RENDIMIENTO DE LOS PRODUCTOS

Fraccin

Punto finalebullicin, CASTMD86

Porcentajevolumtrico,%

Nafta

180

14

Querosn

285

32

Disel

355

45Gasleo

425

55


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Balance de masa en agua. Para el vapor de despojamiento en el fondo de lacolumna se recomienda una relacin de 10 lb. por barril de producto neto de fondo(28 Kg de vapor por m3 de producto de fondo)., lo que equivale a 12349 Kg/h devapor. Adicionalmente, para efectos de diseo, se asume que el contenido deagua en el crudo despus de la desalacin es aproximadamente 0.2% en volumende crudo, lo que equivale a 1630 Kg/h de agua.

En la Fig. 2 se muestra la curva de destilacin TBP y su correspondienteconversin en ASTM D86 , la cual fue utilizada para el clculo de estosrendimientos.

Fig 2. CURVAS ASTM D86 Y TBP A 760 MMHG

Porcentaje volumtrico, %

Tem

pera

tura

, C

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

1000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

ASTM D86 TBP

Temperatura y presin de operacin: El medio de enfriamiento disponible esagua a 35 C y la temperatura de salida del producto de tope se establece en 50C. A esta temperatura la presin en el punto de burbuja es 1.74 bar. Considerando0.3 bar la cada de presin en el condensador, lneas y accesorios, la presin enel tope de la columna es 2.04 bar.

Especificaciones de los productos: Los parmetros de calidad recomendadospara obtener los cortes deseados se muestran en la tabla 9.


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TABLA 9. ESPECIFICACIONES RECOMENDADAS PARA TORRES ATMOSFRICAS

Corte

TemperaturaASTM D86

Propiedades

Gasolina 95%

Nafta 5% y 95%

Gap naftagasolina

Querosn 5% y 95%

Gap querosennafta

Disel

5% y 95%

Gap Diselquerosen

Gasleo5% y 95%

Gap Gasleodisel

Residuo 5%

La calidad de los productos se estableci de acuerdo especificaciones tpicas paracada corte y el rango de separacin entre ellos recomendados por la literatura.Esta informacin se resume en la Tabla 10.

TABLA 10. DESTILACIN ASTM D86 EN C DE CADA UNO DE LOS CORTES.

%LV

NAFTA QUEROSEN

DISEL

GASOLEO

RESIDUO

0

170

248

285

5

182

260

315

370

95

160 250

340

420

100

180 270

360

455

De manera que las especificaciones por rango para el ejemplo dado son:

Gap NaftaQuerosn= 5 % ASTM D86 querosn 95% ASTM D86 nafta = 182C 160 C = 22 C.

Gap QuerosnDisel= 10 C y

Gap Disel Gasleo= 25 C.

Simulacin: Los datos de simulacin deben ser introducidos de la siguientemanera:

TITLE PROJECT=2349,PROBLEM=TORRE ATMOSF,&

USER= YP,DATE=06/11/96,

DESC SIMULACION DE UN SHORT CUT EN UNA TORRE ATMOSFERICA

DESC USANDO CRUDO TIA JUANA MEDIANO

DIMEN METRIC,TIME=HR,WT=KG,TEMP=C,PRES=BAR, *

ENER=KCAL,WORK=KW,LIQV=M3,VAPV=M3,VISC=CP, *

COND=KCH,SURF=DYNE,XDEN=SPGR

CALC TRIAL=20

PRINT FRACTION=W,RATE=M,LV,W,TBP,STREAM=ALL


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COMPONENT DATA

$

LIBID 1,H2O/2,C2/3,C3/4,IC4/5,NC4/6,IC5/7,NC5

THERMODYNAMIC DATA

$

METHOD KVALUE(VLE)=BK10,ENTH(V)=JG,ENTH(L)=JG, *

ENTR(V)=CP,ENTR(L)=CP,DENS(V)=IDEA, *

DENS(L)=API,COND(V)=PETRO, COND(L)=PETRO, *

SURF=PETRO,VISC(V)=PETRO,VISC(L)=SIMSCI

STREAM DATA

$

PROP STREAM=CRU,RATE(V)=814.49,TEMP=370,PRES=3.3,PHASE=M,ASSAY=LV

TBP STREAM=CRU,PRES(MMHG)=760,TEMP=C, *

DATA=1.35,21.1/1.4,26.7/1.7,32.2/1.9,37.8/2.2,43/2.6,49/ *

2.9,54/3.2,60/3.7,66/4.2,71/5.1,82/5.9,88/6.4,93/ *

7,99/7.8,104/9.8,121/11.5,132/12.8,143/14.4,154/ *

16.4,171/17.1,177/18.5,188/19.9,199/21.1,210/22.6,221 *

24,232/26.2,249/27.9,260/30.2,277/33,293/35,304/ *

38,321/41.1,338/45,360/47.8,377/50.5,393/54.9,421/ *

59,449/62.2,471/64.7,488/67.7,510/72.2,543/75.2,566

API STREAM=CRU,AVERAGE=24.7, *

DATA=2.5,85/5,68/10,54/20,42/30,34/40,27/45,24/50,23/ *

55,22/60,20/70,18/73,16/76,12

LIGHT STREAM=CRU,PERCENT(V)=2.66, *

COMP(V)=2,0.17/3,0.46/4,0.27/5,0.66/6,0.53/7,0.57, *

NORMALIZE

PROP STREAM=STM,TEMP=180,PRES=6,PHASE=M,RATE(M)=685.5,COMP(M)=1,1

PROP STREAM=WCRU,TEMP=180,PRES=6,PHASE=M,RATE(M)=90.5,COMP(M)=1,1

NAME 1,CRUDO/4,NAFTA/6,QUEROSEN/7,DISEL/8,GASOIL/9,RESIDUO

OUTPUT FORMAT=1,NSTREAM=4,STREAM=1,2,4,5,6,7,8,9

FORMAT ID=1,RATE,ENTHALPY,API,SPGR

UNIT OPERATIONS

$

MIXER UID = MIX1,NAME=MEZCLA

FEED CRU,WCRU

PROD M=1


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OPER PRES=3.3

SHORTCUT NAME = TORRE ATM

FEED 1,STM

PROD STREAM=2,PHASE=M,CUTP(V)=14,PRES=2.04

PROD STREAM=6,CUTP(V)=32,PRES=2.38



PROD STREAM=9,PRES=2.56

CONDENS TYPE=MIX, TEMPERATURE=50

WATER= 3

EC STREAM=2,D86(95),VALUE=160

SPEC STREAM=6,D86(5),MINUS,STREAM=2,D86(95),VALUE=22

SPEC STREAM=6,D86(95),VALUE=250


SPEC STREAM=7,D86(95),VALUE=340


SPEC STREAM=8,TBP(95),VALUE=440

SPEC STREAM=9,TBP(5),VALUE=360

EVALUA MODEL=REFINE

FLASH NAME=CONDENSADOR

FEED 2

PRODU L=4, V=5

ISOTH TEMP=50,PRES=1.8

Resultados: Los resultados relevantes de la simulacin se muestran en las tablas11, 12 y 13.

TABLA 11. ESTIMADO INICIAL DEL BALANCE DE MASA DE LA TORRE DEDESTILACIN ATMOSFRICA

Kg/h

Kgmol/h

m3/h

Alimentacin

737115

2780

815

Nafta

91488

943

127

Querosen

68549

419

84

Diesel

95915

410

110


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m3/h

Kgmol/h

Kg/h

Gasleo

53703

179

59

Residuo atm.

426240

799

432

TABLA 12. CONDICIONES DE OPERACIN

Presinbar

Temperatura C

Condensador

1.74

50

Tope

2.04

TABLA 13. CARACTERISTICAS DE LOS PRODUCTOS. CURVA ASTM D86

%LV

NAFTA

QUEROSEN

DISEL

GASOLEO

RESIDUO

5

12

182

260

315

370

10

47

187

264

323

393

30

87

196

280

345

468

50

107

208

292

360

541

70

127

220

306

373

602

90

147

239

329

402

820

95

160

250

340

418

859

Los resultados muestran 13 etapas tericas mnimas para realizar la separacin,utilizando un ndice de Fenske de 2.0 se tiene 26 etapas tericas.

5 REFERENCIAS

Otras Referencias

Manual del Ingeniero Qumico, John H. Perry. Mc. Graw Hill, Book Company,N.Y. (1967)

Distillation. Principles and Design Procedures, R.J. Hengstebeck. Robert E.Krieger Publishing Company, Huntington, N.Y. 1976

Petroleum Refinery Distillation, 2th edition, R.N. Watkins. Gulf PublishingCompany, Houston London 1980

Destillation Design, Henry Z. Kister. Mc. Graw Hill, N.Y. 1992

Getting Started with PRO II, Simsci Latinoamericana C.A. 1996

Curso de Entrenamiento Process, Simsci Simulation Sciences INC. 1987.


metodologia general del cálculo para torres de destilación

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