DERECHOS RESERVADOS

1
REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA
UNIVERSIDAD RAFAEL URDANETA
FACULTAD DE INGENIERÍA
ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA
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H
C
ERE
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VA
EVALUACIÓN TÉCNICO-ECONÓMICA DEL PROCESO CAROM PARA LA
PRODUCCIÓN DE BENCENO A 99,9 % DE PUREZA EN LA PLANTA DE
PYGAS DE QUÍMICA VENOCO, C.A.
Trabajo Especial de Grado presentado ante la Universidad Rafael Urdaneta
para optar por el título de:
INGENIERO QUÍMICO
Autor: Br. HUERTA JOYFER
Tutor: Ing. Waldo Urribarrí
Maracaibo, julio del 2013.
2
EVALUACIÓN TÉCNICO-ECONÓMICA DEL PROCESO CAROM PARA LA
PRODUCCIÓN DE BENCENO A 99,9 % DE PUREZA EN LA PLANTA DE
PYGAS DE QUÍMICA VENOCO, C.A.
S
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VA
_____________________
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E
R
S
D
OBarrios, Joyfer José
Huerta
H
C
ERE
C.I.20381367
Av.3 #89A-60 Sector Santa Lucía
Tlf: 0414 6013226
Correo electrónico: joyferhb@gmail.com
_____________________
Urribarrí, Waldo
Tutor Académico
3
DEDICATORIA
Primeramente a Dios Padre por darme la fuerza, sabiduría, paciencia y por
siempre guiarme en el camino correcto a pesar de los obstáculos y situaciones
difíciles presentadas a lo largo del trayecto.
A mi familia, por brindarme su apoyo en especial a mi madre, Marivel Barrios,
por brindarme su amor, consejo, palabras de aliento para seguir adelante con
mis metas trazadas. A mi padre, Fernando Huerta, por hacer posible el
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cumplimiento de este objetivo de vida y a mi hermana Suheil Ferrer, por
R
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aconsejarme y guiarme en la toma de decisiones.
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A mis amistades,
docentes, compañeros de clase, que en algún momento
DER
aportaran un granito de arena a conseguir el cumplimiento de mis objetivos.
4
AGRADECIMIENTOS
Agradecido con Dios Padre por permitirme cumplir este sueño, y por guiarme
con su sabiduría y conocimiento a lo largo del camino.
A mis padres, en especial a mi madre Marivel Barrios, por llenarme de
confianza, sabiduría y de acogerme en los momentos difíciles y lograr salir
delante de manera próspera.
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Al personal de la planta Química Venoco C.A, ingenieros, obreros, personal
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administrativo, analistas y operadores por abrirme las puertas y brindarme la
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REVillanueva, por darme la oportunidad de desarrollar el
especial al Ing.
DERafael
oportunidad de surgir mediante el empeño y trabajo arduo llevado a cabo. En
trabajo de grado en la planta y brindarme su apoyo para salir adelante.
A mi tutora industrial, Ing. Abir Borhot, por brindarme su apoyo, amistad y
confianza en los momentos tanto fáciles como difíciles a lo largo del desarrollo
del trabajo de grado. Asimismo por la oportunidad de llevar a cabo el trabajo de
grado bajo su observación y supervisión, y lograr la finalización del mismo.
A mi tutor académico, Ing. Waldo Urribarrí, por brindarme su apoyo,
conocimiento y confianza para en el desarrollo del trabajo realizado.
A la Universidad Rafael Urdaneta por todos estos años de formación
académica.
Y a los profesores que lograron el que adquiriese todos los
conocimientos que me han llevado a donde estoy.
5
INDICE GENERAL
RESUMEN
ABSTRACT
pág.
INTRODUCCION……………………………………………………………..
16
CAPITULO I. EL PROBLEMA……………………………………………….
18
1.1. Planteamiento del problema……………………………………………
18
1.2. Objetivos de la investigación…………………………………………..
21
1.2.1. Objetivo general……………………………………………………….
21
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
RE
1.2.2. Objetivos E
D específicos………………………………………………….
21
1.3. Justificación.……………………………..............................................
21
1.4. Delimitación de la investigación………………………………………..
22
1.4.1. Delimitación espacial………………………………………………….
22
1.4.2. Delimitación temporal…………………………………………………
22
1.4.3. Delimitación científica…………………………………………………
23
CAPITULO II. MARCO TEÓRICO………………………………………….
24
2.1. Descripción de la empresa……………………………………………..
24
2.1.1. Misión…………………………………………………………………..
24
2.1.2. Visión…………………………………………………………………...
25
2.1.3. Seguridad, Higiene y Ambiente………………………………………
25
2.1.4. Organigrama…………………………………………………………...
25
2.2. Antecedentes…………………………………………………………….
27
2.3. Bases teóricas……………………………………………………………
30
2.3.1. Hidrocarburos aromáticos…………………………………………….
30
2.3.1.1. Benceno………………………………………………………………
31
2.3.1.2. Tolueno……………………………………………………………….
32
6
pág.
2.3.1.3. Xileno…………………………………………………………………
32
2.3.2. Gasolina de pirolisis (PYGAS)……………………………………….
33
2.3.3. Proceso CAROM………………………………………………………
35
2.3.4. Operaciones unitarias…………………………………………………
40
2.3.4.1. Extracción líquido-líquido…………………………………………..
41
2.3.4.2. Destilación……………………………………………………………
43
2.3.5. Simulador de procesos………………………………………………..
45
2.3.5.1. Selección del modelo termodinámico……………………………..
46
2.3.5.2. ASPEN HYSYS 7.2…………………………………………………
47
2.3.6. Estimación de costos………………………………………………….
50
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
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RE
2.3.6.1. Índice de
DEcostos……………………………………………………..
50
2.3.6.2. Clase de estimado de costos………………………………………
51
2.3.7. Flujo de efectivos………………………………………………………
52
2.3.8. Impuestos sobre la renta (ISLR)……………………………………..
54
2.3.9. Valor de salvamento…………….…………………………………….
55
2.3.10. Vida útil………………….…………………………………………….
55
2.3.11. Depreciación………………………………………………………….
56
2.3.12. Valor presente neto (VPN)………………………………………….
57
2.3.13. Tasa mínima aceptable de retorno (TMAR)……………………...
58
2.3.14. Tasa de interés de retorno (TIR)…………………………………..
59
2.3.10. Periodo de recuperación…………………………………………….
60
2.4. Sistema de variables…………………………………………………….
61
CAPITULO III. MARCO METODOLÓGICO……………………………….
64
3.1. Tipo de la investigación…………………………………………………
64
3.2. Diseño de la Investigación……………………………………………..
65
3.3. Técnicas de recolección de datos……………………………………..
67
3.4. Instrumentos de recolección de datos…………………………………
68
7
pág.
3.5. Fases de la investigación………………………………………………
73
3.5.1. Fase I: Definición de bases y criterios de diseño………………….
73
3.5.1.1. Especificación de las bases y criterios de diseño……………….
73
3.5.2. Fase II: Desarrollo de modelos de simulación que representen el
proceso CAROM para el procesamiento de reformado catalítico y de
PYGAS…………………………………………………………………………
S
O
D
VA
74
3.5.2.1. Caracterización del reformado catalítico y de la mezcla de
ER
S
E
R
termodinámico
para
S
disolvente a utilizar…………………………………………………………
el reformado
O
H
EC
catalítico ………………………………………………………………………
R
E
D
3.5.2.3. Introducción de datos en el simulador para el reformado
3.5.2.2. Selección del modelo
catalítico……………………………………………………………………….
74
75
76
3.5.2.4. Validación del esquema de procesamiento con reformado
catalítico……………………………………………………………………….
80
3.5.2.5. Caracterización del flujo de PYGAS……………………………..
80
3.5.2.6. Selección del modelo termodinámico para el PYGAS…………
82
3.5.2.7. Introducción de datos en el simulador para el PYGAS………..
83
3.5.3. FASE III: Comparación de los resultados obtenidos de los
modelos de simulación propuestos…………………………………………
84
3.5.4.3. Determinación de la rentabilidad del proyecto…………………..
84
3.5.4.1. Obtención de los precios referenciales de la materia prima,
solvente, productos finales…………………………………………………..
85
3.5.4.2. Estimado de costos de inversión capital y de costos de
mantenimiento del proceso CAROM……………………………………….
85
3.5.4.3. Determinación de la rentabilidad del proyecto…………………..
87
8
pág.
CAPITULO IV. ANÁLISIS DE RESULTADOS…………………………….
89
4.1. Definición de bases y criterios de diseño……………………………..
89
4.2. Desarrollo de modelos de simulación que representen el proceso
CAROM para el procesamiento de reformado catalítico y de PYGAS...
93
4.3. Comparación de los resultados obtenidos de los modelos de
simulación propuestos……………………………………………………….
112
4.4. Determinación la rentabilidad del proyecto…………………………..
116
ER
S
E
CONCLUSIONES…………………………………………………………….
SR
O
H
EC
R
RECOMENDACIONES………………………………………………………
E
D
126
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS………………………………………..
129
ANEXOS……………………………………………………………………….
133
S
O
D
VA
128
9
ÍNDICE DE TABLAS
pág.
2.1. Propiedades de las gasolinas de pirolisis según su origen…………
33
2.2. Composición típica de la gasolina de pirolisis………………………..
34
2.3. Modelos termodinámicos aplicados en HYSYS……………………...
48
2.4. Modelos termodinámicos en uso en la industria de proceso……….
49
2.5. Clases de estimados de costo………………………………….………
62
S
O
D
VA
(prefraccionado)……………………………………………………………..
R
E
S
E
R
3.2. Composición típica de la mezcla
de disolvente para procesar
S
O
H
C
reformado catalítico (prefraccionado)………………………………………
RE
E
D
3.3. Bases de diseño de la columna extractora liquido-liquido (C-201)
3.1. Composición típica de la alimentación de reformado catalítico
con reformado catalítico……………………………………………………..
69
69
69
3.4. Bases de diseño de la columna stripper (C-202) con reformado
catalítico………………………………………………………………………..
70
3.5. Bases de diseño de las columnas con reformado catalítico………..
71
3.6. Composición típica de la alimentación de PYGAS…………………..
71
3.7. Indice de costos de Process Economic Program (PEP)…………….
71
4.1. Composición típica de la mezcla de disolvente para el reformado
catalítico (prefraccionado)……………………………………………………
90
4.2. Bases de diseño de la columna de ELL (C-201) para el
procesamiento de reformado catalítico……………………………………..
91
4.3. Bases de diseño de la columna stripper (C-202) para el
procesamiento de reformado catalítico …………………………………….
92
4.4. Bases de diseño de las columnas restantes para el procesamiento
de reformado catalítico……………………………………………………….
93
4.5. Composición típica de la alimentación de reformado catalítico
(prefraccionado)………………………………………………………………
93
10
pág.
4.6. Composición típica de la mezcla de disolvente para el reformado
catalítico (prefraccionado)……………………………………………………
94
4.7. Flujos másicos de la columna de ELL (C-201) en la sección de
extracción con reformado catalítico…………………………………………
96
4.8. Flujos másicos de las columnas strippers (C-202 y C-203) en la
sección de extracción con reformado catalítico……………...................
96
4.9. Flujos másicos de la columna de benceno (C-301) en la sección
de fraccionamiento con reformado catalítico………………………………
S
O
D
VA
de fraccionamiento utilizando reformado catalítico R
(tope)……………….
E
ES (C-302) en la sección
R
4.11. Flujos másicos de la columna
de
tolueno
S
O
H
C
de fraccionamiento utilizando
reformado
catalítico (fondo)………………
E
R
E
D
4.12. Composición de la corriente de PYGAS.…………..........................
97
4.10. Flujos másicos de la columna de tolueno (C-302) en la sección
97
98
101
4.13. Flujos másicos en la T1 (ELL) en la sección de extracción con
PYGAS…………………………………………………………………………
103
4.14. Composiciones másicas resultantes en la T1 (ELL) en la sección
de extracción utilizando PYGAS…………………………………………….
104
4.15. Flujos másicos en la T2 (stripper) en la sección de extracción
utilizando PYGAS……………………………………………………………..
104
4.16. Composiciones másicas resultantes en la T2 (stripper) en la
sección de extracción utilizando PYGAS…………………………………..
106
4.17. Flujos másicos en la T3 (stripper) en la sección de extracción
utilizando PYGAS……………………………………………………………..
106
4.18. Composiciones másicas resultantes en la T3 (stripper) en la
sección de extracción utilizando PYGAS…………………………………..
107
4.19. Flujos másicos en la T6 (Columna de benceno) en la sección de
fraccionamiento utilizando PYGAS………………………………………….
108
4.20. Flujos másicos en la T7 (Columna de tolueno) en la sección de
fraccionamiento utilizando PYGAS………………………………………….
109
11
pág.
4.21. Flujos másicos de los productos finales del proceso CAROM
utilizando PYGAS……………………………………………………………..
111
4.22. Composiciones másicas resultantes de los productos finales en
el proceso CAROM utilizando PYGAS ……………………………………..
112
4.23. Comparación de los valores de la bibliografía del proceso
CAROM con los resultados de las simulaciones………………………....
112
4.24. Costos del PYGAS y del solvente……………………………………
113
4.25. Costos del agua y solvente de reposición para el procesamiento
S
O
D
VA
de PYGAS……………………………………………………………………..
R
SE
E
R
S
116
4.26. Costos de capital de inversión por sección del proceso CAROM
O
H
C
4.27. Costo total
delE
capital de inversión por sección
DER
original (año 1997)……………………………………………………………
117
del proceso
CAROM original (año 1997)…………………………………………………
118
4.28. Costo total de servicios por sección del proceso CAROM original
(año 1997)……………………………………………………………………..
119
4.29. Costo total de labores por sección del proceso CAROM original
(año 1997)……………………………………………………………………..
120
4.30. Costos de Inversión capital, de servicios y laborales por sección
para el procesamiento de PYGAS (160 TMD) en el año 1997…………..
120
4.31. Índice de costos de Process Economic Program (PEP)…………..
120
4.32. Costos de Inversión capital, de servicios y laborales por sección
para el procesamiento de PYGAS (160 TMD) en el año 2012……….
121
4.33. Ingresos por productos finales (Benceno, Tolueno, Pesados,
Refinado)……………………………………………………………………...
122
4.34. Resultados obtenidos para el procesamiento de PYGAS con el
proceso CAROM………………………………………………………………
123
4.35. Valores obtenidos de los costos e ingresos de la planta de
PYGAS de Química Venoco C.A.…………………………………………..
124
12
pág.
4.36. Valores diferenciales obtenidos entre CAROM para procesar
PYGAS y la planta de PYGAS de Química Venoco C.A…………………
124
4.37. Valores obtenidos del FEAI, ISLR, FEDI, depreciación y flujo de
caja anual………………………………………………………………………
125
4.38. Valores obtenidos del VPN, TIR Y PR………………………………
125
D
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
R
S
O
D
VA
13
ÍNDICE DE FIGURAS
pág.
1.1. Diagrama de procesos de la planta PYGAS………………………...
18
2.1. Organigrama de la planta de PYGAS…….…………………………...
26
2.2. Organigrama de la planta de PYGAS…………………………...........
27
2.3. Esquema del proceso CAROM. Sección de extracción…….………
37
2.4. Esquema del proceso CAROM. Sección de fraccionamiento………
38
3.1. Introducción de compuestos en el simulador ASPEN HYSYS...…...
76
S
O
D
VA ASPEN
3.2. Selección del modelo termodinámico en el
simulador
R
E
ES
R
HYSYS………………………………………………………………………....
S
O
H
C
3.3. Selección de equipos
e
introducción
de los flujos de procesos en
E
R
E
D
el simulador ASPEN HYSYS…………………………………………..........
77
78
4.1. Diagrama de proceso del modelo desarrollado para la simulación
con reformado catalítico……………………………………………………..
95
4.2. Diagrama de proceso del modelo desarrollado para la simulación con
PYGAS………………………………………………………………………….
102
14
Huerta Barrios, Joyfer José. “EVALUACIÓN TÉCNICO-ECONÓMICA DEL
PROCESO CAROM PARA LA PRODUCCIÓN DE BENCENO A 99.9% DE
PUREZA EN LA PLANTA DE PYGAS DE QUIMICA VENOCO, C.A.”.
Trabajo Especial de Grado presentado ante la Universidad Rafael
Urdaneta para optar al título de Ingeniero Químico. Universidad Rafael
Urdaneta. Facultad de Ingeniería. Escuela de Ingeniería Química.
Maracaibo, Venezuela. 2012. 135p.
RESUMEN
Actualmente, la planta de PYGAS de Química Venoco, produce una corriente
de benceno con 85% p/p de pureza a partir del procesamiento de PYGAS.
Teniendo la necesidad de aumentar esta pureza, este trabajo de investigación
tuvo como objetivo general el evaluar la factibilidad técnico-económica para la
producción de benceno a 99.9% p/p utilizando el proceso CAROM, siendo ésta
una tecnología basada en principios de extracción líquido-líquido y seguida de
destilación extractiva para extraer el benceno-tolueno proveniente de
reformado catalítico y PYGAS. El tipo de investigación manejada fue de
proyecto factible, apoyado en una investigación documental, de campo y
experimental, y a su vez, se empleó una observación de manera indirecta y
documental. Con la definición de los parámetros de diseño, diagramas de
procesos y flujos de proceso a tratar, se seleccionó como modelo
termodinámico NRTL, por la naturaleza de los compuestos tratados y
operaciones unitarias presentes. Luego se desarrollaron modelos de simulación
utilizando el simulador comercial ASPEN HYSYS 7.2 tanto para la materia
prima original, para objeto de validación, como de manera experimental con el
PYGAS. Posterior a ello, se visualizaron y compararon los resultados
obtenidos, que al lograrse el alcance de una pureza del benceno a 99.93% p/p,
y así como en productos de toluenos y pesados de C8+ con 99.40% p/p y
98.44% p/p respectivamente, se optó a realizar la evaluación económica del
proceso y así determinar su rentabilidad. Finalmente, obteniendo precios
referenciales tanto de materia prima, productos y equipos del proceso, se
evaluó la factibilidad económica resultando un VPN de $1,970,803.84 al tercer
año, con una TIR de 16.53% y un período de recuperación de 46 meses
aproximadamente. De manera que, resultando ser factible económicamente,
CAROM resulta una alternativa para elevar la pureza requerida del benceno de
considerarse mayor tiempo de recuperación.
D
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
Palabras clave: PYGAS, proceso CAROM, NRTL, extracción liquido-liquido,
destilación extractiva.
joyferhb@gmail.com
15
Huerta Barrios, Joyfer José. “TECHNICAL-ECONOMIC EVALUATION OF
CAROM PROCESS FOR BENZENE PURITY PRODUCTION TO 99.99% IN
THE PYGAS PLANT OF QUIMICA VENOCO C.A.”. Degree thesis
presented to the Rafael Urdaneta University for the degree of chemical
engineer. Universidad Rafael Urdaneta. Faculty of Engineering. School of
Chemical Engineering. Maracaibo, Venezuela. 2012. 135p.
ABSTRACT
Currently, Quimica Venoco’s PYGAS plant, produces a stream 85% w/w of
benzene purity from PYGAS processing. Giving the need to increase purity, this
research aimed to evaluate technical and economic feasibility for the production
of benzene at 99.9% using the CAROM, this is a technology based on
principles of liquid-liquid extraction followed by extractive distillation to remove
toluene-benzene from PYGAS and catalytic reforming. The type of research
that was handled was feasible project, supported by documentary research,
field and experimental, and in turn, we used an indirect observation and
documentary. With the definition of the design parameters, process diagrams
and process flows to be used, was selected as a model thermodynamic NRTL,
by the nature of the compounds present treaties and unit operations. After that
simulation models were developed using the commercial simulator ASPEN
HYSYS 7.2 for the original raw material as a validation, and as experimentally
object with PYGAS. They were visualized and compared the results obtained,
that achieved the scope of pure benzene at 99.93% w / w, and products as well
as heavy toluenes and C8 + with 99.40% w / w and 98.44% w / w respectively,
we chose to perform the economic evaluation of the process and determine its
profitability. Finally, obtaining benchmark prices of raw materials and process
equipment products, assessed the economic feasibility resulting NPV of $
1,970,803.84 to the third year, with an IRR of 16.53% and a recovery period of
46 months. So, proving to be economically feasible, CAROM process is an
excellent alternative to raise the required purity of benzene if the recovery
period was bigger.
D
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
Keywords: PYGAS, CAROM process, NRTL, liquid-liquid extraction, extractive
distillation
joyferhb@gmail.com
16
INTRODUCCIÓN
La gasolina de pirólisis o PYGAS es obtenida como subproducto del proceso
de pirólisis de una corriente gaseosa o líquida de hidrocarburos para obtener
etileno y propileno, El tipo de alimentación empleada influye en la composición
del PYGAS, ya que ésta contiene los compuestos más pesados del
fraccionamiento de los productos de los hornos de pirólisis. Mientras más
pesada sea la carga de alimentación, mayor número de compuestos
aromáticos y pesados estarán presente en el producto final.
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
La cantidad de compuestos aromáticos presentes en el PYGAS, por lo general
O
H
C
RE de nafta o gasóleo tratada. Por lo que la planta
naturaleza de la
DEcorriente
varía entre un 50% hasta un 70% de la corriente total, dependiendo de la
Química Venoco C.A, destinada a procesar 160 TMD de gasolina de pirólisis,
obtiene un producto final con 85-95% p/p de pureza de benceno. Sin embargo,
debido a la necesidad de producir un benceno comercial de 99,9% p/p en la
planta para satisfacer las necesidades y demandas de la misma, surge una
alternativa para la mejora del proceso de extracción de benceno a partir del
PYGAS.
Ésta alternativa consistió en implantar una tecnología desarrollada en otros
países para obtención de compuestos aromáticos. Seleccionando, entre
numerosas tecnología existentes, el proceso CAROM cuyo fin es extraer los
compuestos aromáticos presentes en una alimentación de reformado catalítico
a través de una extracción líquido-liquido, entrando en contacto con una
corriente de disolvente afín con los aromáticos presentes. Obtenida ésta
corriente, se hace pasar por una columna de destilación extractiva, con el fin de
separar
los
compuestos
aromáticos
arrastrados
y
proceder
con
el
fraccionamiento posterior de la corriente deseada, y finalmente obtener, en una
alta proporción y pureza, los compuestos de benceno, tolueno y xileno (BTX)
como productos finales.
17
Por tal razón, el siguiente trabajo de investigación presenta como objetivo
general el evaluar la factibilidad técnico-económica para la producción de
benceno a 99.9% pureza utilizando el proceso CAROM y los objetivos
específicos derivados fueron definir las bases y criterios de diseño, desarrollar
modelos de simulación que represente el proceso CAROM para el
procesamiento de reformado catalítico y de PYGAS, comparar los resultados
obtenidos de los modelos de simulación propuestos y finalmente, determinar la
rentabilidad del proyecto.
S
O
D
VA
Con el estudio del proceso CAROM, se consiguió la selección de un modelo
R
termodinámico que reflejase los distintos componentes a tratar, y con la ayuda
SE
E
R
S
del simulador comercial de procesos se consiguió simular todos los equipos del
O
H
C
ERE
proceso CAROM, para así verificar los distintos resultados de los modelos
D
obtenidos y comparar los valores de rendimientos y purezas alcanzadas del
proceso CAROM original con los obtenidos de los modelos de desarrollados de
reformado catalítico y PYGAS respectivamente. Seguido de la simulación, se
continuó con la evaluación económica para la cual, empleando ciertas
expresiones matemáticas de costos y capacidad, se demostrará si resulta
rentable la implantación de esta tecnología.
El trabajo presentado a continuación está estructurado de la siguiente manera:
Capítulo I: El problema (planteamiento del problema, objetivos, justificación,
delimitación), Capítulo II: Marco Teórico (descripción de la empresa,
antecedentes, fundamentos teóricos, antecedentes), Capítulo III: Marco
Metodológico (tipo de investigación, diseño de la investigación, técnicas de
recolección de datos, instrumentos de recolección de datos, fases de la
investigación), Capítulo IV: Análisis de los resultados.
18
CAPITULO I
EL PROBLEMA
1.1.
Planteamiento del problema.
La planta de Química Venoco C.A procesa gasolina de pirólisis denominado
PYGAS o gasolina estabilizada, con el fin de obtener tres fracciones. La
primera es una fracción liviana la cual está compuesta por componentes cuyos
S
O
D
VA cuyos puntos de
fracción pesada la cual está integrada por E
componentes
R
ESy una tercera fracción que es el
R
ebullición son mayores que el del
benceno
S
O
H
C
corte central o producto
ERE objetivo, que contiene benceno concentrado entre 85D
95% dependiendo del esquema de producción que se maneje.
puntos de ebullición son más bajo con respecto al benceno; una segunda
A continuación se presenta un diagrama de procesos para reflejar, de manera
sencilla, el procesamiento de la gasolina de pirólisis (PYGAS):
Figura 1.1. Diagrama de procesos de la planta PYGAS (Química Venoco C.A,
2005).
19
El procesamiento de PYGAS se lleva a cabo en un tren de fraccionamiento
constituido por tres columnas convencionales de destilación. La gasolina de
pirólisis almacenada en el patio de tanques es bombeada hacia la planta, luego
se hace pasar por un separador agua-hidrocarburo para eliminar la posible
humedad
que
contenga
el
PYGAS
para
ser
precalentada
con
un
intercambiador de calor usando como fluido de calentamiento uno de los
productos finales de planta, la corriente de fracción pesada, proveniente de la
torre 04T-3 y luego la gasolina de pirólisis es calentada en otro intercambiador
de calor con aceite térmico.
S
O
D
VA
R
Posteriormente, el PYGAS se dispone a mezclarse con el producto de fondo de
SE
E
R
S
la torre 04T-4, y es alimentado a la primera torre de destilación 04T-2 en el
O
H
C
ERE
plato número 1. Los vapores provenientes de este plato alimentan por el fondo
D
a la 04T-4. Así, el producto de tope de la 04T-4, la fracción liviana, se envía a
los tanques de almacenaje.
Luego, el fondo de la torre 04T-2 alimenta a la torre 04T-3, obteniendo el
benzol (85-95% p/p) por el tope, y éste es enviado a los tanques de
almacenamiento. Finalmente, la corriente de fracción pesada, es utilizada para
el precalentamiento de la carga y luego ser enfriado para ser almacenado a
temperatura de almacenaje y enviado a los tanques.
Se han llevado a cabo estudios y prácticas con la tecnología existente en
Química Venoco C.A para lograr incrementar la pureza del benzol y satisfacer
las demandas del complejo Industrias Venoco en Guácara, Edo. Carabobo;
puesto que estas instalaciones requieren de benzol a 99.9% p/p. La adquisición
de benceno a bajas purezas, como las producidas actualmente en la planta
Química Venoco C.A, provoca en los equipos de la instalación problemas de
ensuciamiento por la presencia de otros compuestos, surgiendo como
consecuencia la continua limpieza de estos equipos para que se logre
continuar con su óptimo funcionamiento.
20
Dejando así, como única alternativa para las instalaciones en Guácara, adquirir
el benzol de la refinería El Palito, provocando mayores costos para la
producción de los sectores de la planta que utilicen el benzol como materia
prima.
Por esta razón, la producción de benceno en Química Venoco C.A, se ha
limitado a su producción a benzol de 85% p/p de pureza, ya que con ese
concentrado de benceno, la planta consigue vender sus productos en el
exterior debido a que a menor pureza, menos precio es exigido y por lo tanto,
S
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VA
se genera así mayor volumen de producción de benzol.
ER
S
E
R el uso nuevos equipos y tecnologías,
De manera que se ha investigadoS
sobre
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de tal modo, que se
puedan cumplir los parámetros requeridos para la
EC
R
E
D
producción del benceno a 99.9% p/p. Debido a esto, se ha conseguido
información sobre algunas tecnologías y procesos implementados en diferentes
plantas a nivel mundial, que han permitido conseguir los resultados esperados
de los procesos llevados a cabo en las mismas.
Es por ello, que se dispuso a evaluar el proceso CAROM (Carbide Aromatic
Extraction), tecnología que se encuentra licenciada por la empresa UOP
(Universal Oil Collection Products). La finalidad de este proceso CAROM es
aumentar la capacidad de alimentación, mejorar la pureza del producto y
recuperación, y reducir el consumo de energía por unidad de producto.
Este proceso consiste en dos etapas para remover los hidrocarburos
aromáticos. En la primera los aromáticos son removidos por extracción líquidolíquido con un solvente (mezcla de polialquenglicoles y glicol éter)
a
temperatura ambiente. En la segunda etapa, los aromáticos son separados del
solvente por destilación al vapor.
21
Por lo tanto, se llevó a cabo una evaluación técnico-económica del proceso
CAROM que permitió determinar si se consigue el incremento de la pureza del
benzol con el uso de esta tecnología, para así lograr satisfacer las demandas.
De igual manera, basándose en estudios económicos, descifrar si la
implantación de este nuevo proceso resulta factible para la planta Química
Venoco, C.A.
1.2. Objetivos.
R
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S
1.2.1. Objetivo general.
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VA
Evaluar la factibilidad técnico-económica para la producción de benceno a
D
99.9% de pureza utilizando el proceso CAROM en la planta de PYGAS de
Química Venoco, C.A.
1.2.2. Objetivos específicos.
1. Definir bases y criterios de diseño.
2. Desarrollar modelos de simulación que representen el proceso CAROM
para el procesamiento de reformado catalítico y de PYGAS.
3. Comparar los resultados obtenidos de los modelos de simulación
propuestos.
4. Determinar la rentabilidad del proyecto.
1.3. Justificación.
22
La realización de este trabajo permitió determinar si con el proceso CAROM, se
logra obtener la pureza requerida por Química Venoco, C.A, en la corriente de
benceno. En caso de obtener la pureza deseada, se procede a una evaluación
económica, con el fin de poder ofrecerle una propuesta a la planta de
procesamiento de PYGAS de Química Venoco, C.A, para cumplir su objetivo, y
así la planta pudiese suministrar sus productos hacia la las instalaciones en
Guácara, Edo. Carabobo y al mismo tiempo, obtener una mayor demanda de
su producto principal benzol y por consiguiente, mayores ingresos.
S
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VA
Desde el punto de vista metodológico, con la ejecución de este trabajo se logró
R
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S
un aporte para efectos de estudios, evaluación y comparación de otros
O
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C
E para así llegar a establecer comparaciones con
tecnología y susEresultados,
D R
proyectos de investigación que requieran conocimientos acerca de esta
otras y poder llevar a cabo investigaciones que promuevan mayores beneficios.
1.4. Delimitación.
1.4.1. Delimitación espacial.
El Trabajo Especial de Grado se llevó a cabo en la planta procesadora de
Química Venoco C.A, ubicada en el Complejo Petroquímico Ana María
Campos, en los puertos de Altagracia, Edo. Zulia.
1.4.2. Delimitación temporal.
El período de duración de este trabajo especial de grado fue de (9) meses,
desde el mes de octubre del 2012 hasta julio del 2013.
23
1.4.3. Delimitación científica.
En este Trabajo Especial de Grado se desarrollo estudios de conceptos,
variables y metodologías que se vieron influenciados bajo los principios de
cátedras como Operaciones Unitarias I, II y III, Técnicas de Simulación, Diseño
de Plantas, Ingeniería Económica.
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VA
24
CAPITULO II
MARCO TEORICO
2.1.
Descripción de la empresa.
La planta de Química Venoco C.A, procesa gasolina de pirólisis denominado
PYGAS o gasolina estabilizada, la cual es un subproducto de las plantas
Olefinas I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
S
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S
Esta corriente de PYGAS, que es aproximadamente 50% rica en benceno, es
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E
fracción liviana E
D la Rcual está compuesta por componentes cuyos puntos de
procesada en la planta con el fin de obtener tres fracciones. La primera es una
ebullición son más bajo con respecto al benceno; una segunda fracción pesada
la cual está integrada por componentes cuyos puntos de ebullición son
mayores que el del benceno y una tercera fracción que es el corte central o
producto
objetivo,
que
contiene
benceno
concentrado
entre
85-95%
dependiendo del esquema de producción que se maneje.
2.1.1. Misión.
La planta Química Venoco, C.A, teniendo como guía la satisfacción de las
necesidades de sus clientes, promueve, opera y lideriza negocios rentables
propios o en asociación dentro de la industria química, petroquímica,
valiéndose de sus propios méritos y capacidades de sus ventajas competitivas
reales en tecnologías y recursos humanos.
25
2.1.2. Visión.
Asume el reto de consolidarse como empresa líder, modelo de organización y
gestión profesional, guiadas por la moral y la ética que atiende a sus clientes
en las areas químicas y petroquímicas en los mercados nacional e
internacional.
2.1.3. Seguridad, Higiene y Ambiente
S
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VA
La planta de Química Venoco, C.A declara su adhesión a los principios de
R
Responsabilidad Integral, promoviendo la gestión proactiva de Salud,
SE
E
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S
Seguridad y Ambiente. En consecuencia, se adoptan y aplican todas las
O
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medidas que racionalmente tiendan a eliminar o reducir los riesgos a la salud y
D
seguridad de las personas, instalaciones, comunidad, clientes, suplidores y
ambiente, a través de la mejora de sus procesos y actividades, de conformidad
con las disposiciones legales y reglamentarias vigentes.
2.1.4. Organigrama.
A continuación se presenta como está organizada la planta Química Venoco.
C.A:
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Figura 2.2. Organigrama de la planta de PYGAS (Química Venoco C.A, 2010).
2.2.
Antecedentes.
Borhot (2013), realizó el trabajo de grado titulado: “Evaluación técnicoeconómica de esquemas de procesamiento para recuperación de benceno a
partir de gasolinas o hidrocarburos mezclados”, Universidad del Zulia, Escuela
Facultad de Ingeniería, División de Postgrado, Edo Zulia.
En este trabajo de investigación se realizó la evaluación de varias tecnologías
patentadas en el área de obtención de aromáticos a partir de hidrocarburos
mezclados para seleccionar la mejor alternativa técnica y económicamente
factible. Los objetivos planteados fueron el desarrollo de una matriz de estudio
28
de los diferentes esquemas de procesamientos y de los solventes usualmente
utilizados para la extracción de aromáticos, incluyendo en los criterios de
selección, purezas, rendimientos, costo, tipo de solvente y disponibilidad en el
país, complejidad del proceso, entre otros. Para lo cual se utilizó un programa
comercial de simulación junto con la selección del paquete termodinámico para
representar el modelaje de los procesos, validando los parámetros de diseño
utilizando las composiciones típicas de la corriente de PYGAS de la planta
QVCA, a fin de verificar las condiciones de operación, rendimientos y
composición de los productos de extracción, entre otros criterios. Y finalmente,
por medio de un estudio económico clase V, obtener los indicadores de
S
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D
VA
rendimiento de las opciones. Los resultados definieron 3 propuestas: proceso
R
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R
S
CAROM, proceso SULFOLANE y proceso UDEX, que mediante el método del
O
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C
E el proceso es adaptable a la materia prima PYGAS.
eficiente en cuanto
a que
DER
promedio ponderado se seleccionó la tecnología CAROM por ser técnicamente
La elaboración de este trabajo constituyó una gran base para el desarrollo de
este trabajo debido a que se obtiene datos técnicos y económicos del proceso
CAROM, el cual resulta el proceso más factible para la remoción de los BTX
presentes en alimentaciones de PYGAS como las tratadas en la planta de
Química Venoco C.A. Por esa razón se propone a evaluar técnicamente el
procesamiento completo de esta tecnología, incluyendo la zona de extracción y
fraccionamiento de la misma, teniendo en cuenta la referencia de resultados
obtenidos de la simulación desarrollada en el simulador ASPEN HYSYS 7.2 de
este trabajo.
Pulido y Venero (2008), realizaron el trabajo especial de grado titulado:
“Evaluación de la factibilidad técnica del uso de hidrógeno como gas
combustible hacia el horno de craqueo R-401 de la planta de MVC II del
Complejo Ana María Campos”, Universidad Rafael Urdaneta, Escuela de
Ingeniería Química, Edo Zulia.
29
Entre los objetivos de este trabajo se encontraron: 1) Evaluar situación actual
del gas combustible alimentado al horno, 2) Definir las bases y criterios de
diseño del proyecto, 3) Evaluar la factibilidad técnica del uso de hidrogeno
como gas combustible y 4) Desarrollar la ingeniería conceptual para el uso de
Hidrógeno en el Horno de Craqueo R-401 de la planta de MVC II. Para llevar a
cabo la revisión bibliográfica o documental de este trabajo, se recurrió a la
planoteca del complejo para ubicar datos de operación de la planta, valores de
diseño, trabajos de investigación, artículos científicos, patentes a través de los
cuales fueron extraídos algunos datos que contribuyeron al desarrollo de la
investigación. También se dispuso de revisión de diagramas de flujos de
S
O
D
VA
procesos (PFD), planos de instrumentación y tubería (P&ID), así como datos
R
SE
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R
S
de configuración de sistema, rendimiento y efectividad del sistema que encierra
O
H
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el proceso tratado.
D
Con el apoyo de este trabajo, se llevó a cabo numerosas revisiones
bibliográficas o documentales para lograrse la obtención de datos de
operación, valores de diseño, rendimiento de los productos, entre otros; puesto
que existen muchos documentos científicos que aportan bases sobre el uso de
equipos, tipos de disolventes, etc. Asimismo se dispuso a realizarse una
recopilación de información de los reportes diarios de la planta, para lograrse la
caracterización de la alimentación y toda la información necesaria para poder
representar el proceso de gasolina de pirólisis, a partir del proceso CAROM, y
poder obtener la pureza del benceno deseada.
Almarza (2009), realizó el trabajo especial de grado titulado “Evaluación
hidráulica de las columnas de destilación de la planta de fraccionamiento de
Bajo Grande”, en la Universidad Rafael Urdaneta, Escuela de Ingeniería
Química, Edo. Zulia.
Uno de los objetivos tratados en la investigación fue el de modelar el proceso
de fraccionamiento de la planta de GLP bajo grande por diseño utilizando el
simulador de procesos HYSYS versión 3.2, el cual se procedió con la
30
simulación de el sistema de alimentación junto con el sistema de
fraccionamiento utilizando el modelo termodinámico adecuado para representar
el comportamiento de los componentes, luego la posterior inclusión de los
equipos y condiciones de operación que permitieran obtener la corrida de la
simulación con las características de diseño.
El uso de este programa de simulación significó un aporte para este proyecto,
pues HYSYS permite una fácil instalación y manejo de las operaciones
unitarias del proceso a tratar, una rápida identificación de las condiciones y
S
O
D
VA
propiedades de las corrientes involucradas con lo que se logra una fácil
R
variación en las composiciones de las corrientes y asimismo determinar los
SE
E
R
S
requerimientos de energía en cada operación a tratar, etc. Esto permitió una
O
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fácil interacción con las propiedades del sistema para lograr establecer
D
modelos de simulación con las condiciones de operación más adecuadas, que
logren cumplir el objeto de investigación de incrementar la pureza del benceno.
2.3. Bases teóricas.
2.3.1 Hidrocarburos aromáticos (BTX).
Los compuestos aromáticos son
el benceno
y los
compuestos de
comportamiento químico similar, es por ello que son las propiedades
aromáticas que distinguen al benceno de los hidrocarburos alifáticos.
Los
hidrocarburos aromáticos se caracterizan por su tendencia a la sustitución
heterolítica,
también
características
de
estas
anillos
mismas
aromáticos
reacciones
de
dondequiera
sustitución
que
son
aparezcan,
independientemente de los otros grupos funcionales que la molécula pueda
contener. (Morrison y Boyd, 2005).
Los hidrocarburos aromáticos simples provienen de dos fuentes principales:
hulla y petróleo. La primera es una mezcla muy compleja, formada
31
principalmente por grandes arreglos de anillos semejantes unidos al benceno.
Se efectúa una ruptura térmica de la hulla cuando se calienta a 1000 ºC en
ausencia de aire y se obtiene una mezcla llamada alquitrán de hulla formada
por productos volátiles que destilan. La destilación fraccionada del alquitrán de
hulla produce benceno, tolueno, xileno (dimetilbenceno), naftaleno y otros
varios compuestos aromáticos.
El petróleo, a diferencia de la hulla, contiene pocos compuestos aromáticos y
consiste principalmente en alcanos. En la refinación del petróleo, se forman
S
O
D
VA
moléculas aromáticas cuando los alcanos pasan sobre un catalizador
R
aproximadamente a 500 ºC bajo presión elevada. Por ejemplo, el heptano se
SE
E
R
S
convierte en tolueno por deshidrogenación y ciclación. (Mcmurry, 2005).
O
H
C
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D
El anillo bencénico es una de las más resaltantes características de estos
hidrocarburos, puesto que este representa el constante movimiento de los
electrones del mismo, indicando que los enlaces dobles y simples alternen,
dándole estabilidad a todo el compuesto. (Morrison y Boyd, 2005).
Entre lo más resaltantes de estos compuestos se encuentran:
2.3.1.1. Benceno.
Es un hidrocarburo aromático de fórmula molecular C6H6, a él y sus derivados
se le denominan compuestos aromáticos debido al olor característico que
poseen. Como características tenemos:
a) Apariencia: Incoloro
b) Densidad: 879 kg/m3
c) Peso molecular: 78.112 g/mol
d) Punto de fusión: 5°C
e) Punto de ebullición: 80 C
f) Solubilidad en agua: 1.79 (MSDS T3Q, 2008)
32
2.3.1.2. Tolueno
Este compuesto de formula molecular C6H5CH3, es la materia prima a partir
de la cual se obtienen derivados del benceno, el ácido benzoico el fenol, la
caprolactama, la sacarina.
El tolueno se adiciona a los combustibles (como antidetonante) y como
S
O
D
VA
disolvente para pinturas, revestimientos, caucho, resinas y diluyentes en
adhesivos.
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Entre sus propiedades tenemos:
D
R
SE
E
R
S
a) Apariencia: Liquido incoloro
b) Masa molecular: 92.15 g/mol
c) Densidad: 870 kg/m3
d) Punto de ebullición: 110.6 °C (MSDS Corquiven, 2007).
2.3.1.3. Xileno.
Es un compuesto aromático, también denominado dimetil-benceno, cuya
fórmula molecular es C6H4(CH3)2. Al igual que el benceno es un agente
narcótico. Las exposiciones prolongadas a este producto pueden ocasionar
alteraciones al sistema nervioso central y en los órganos hematopoyéticos.
a) Apariencia: Líquido incoloro
b) Peso molecular: 106.7 g/mol
c) Punto de ebullición: 144°C
d) Densidad: 870 kg/m3
33
e) Solubilidad en agua: Insoluble (MSDS Corquiven, 2007).
2.3.2 Gasolina de pirólisis (PYGAS).
La gasolina de pirólisis es un subproducto del proceso de pirólisis de una
corriente
gaseosa
o
líquida
de
hidrocarburos
para
obtener
etileno
principalmente, el cual es un proceso que consiste la descomposición térmica
de la corriente para convertirla en productos sólidos, líquidos, y gaseosos, con
estructura más simple. La corriente gaseosa puede contener compuestos como
S
O
D
VA
etano, propano, butano y mezclas de los mismo, en cambio la corriente liquida
R
puede estar compuesta por nafta, gasóleo o una mezcla de ambos.
SE
E
R
S
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C
ERE
La gasolina de pirólisis o PYGAS es mucho más rica en aromáticos que el
D
reformado catalítico, por lo que se prefiere para la producción de BTX. En este
procesamiento de la gasolina de pirólisis, se logra una mayor cantidad de la
misma cuando la alimentación para su obtención son más pesadas que el
butano, incluyendo nafta liviana, nafta de amplio rango de ebullición y gasoil
liviano. Se presenta a continuación la Tabla 2.1 en la cual se presenta las
propiedades de la gasolina de pirólisis según su origen (Texta y Mena, 2004).
Tabla 2.1. Propiedades de las gasolinas de pirólisis según su origen.
Gasolina proveniente de
Gasolina proveniente de la
la pirólisis de
pirólisis de hidrocarburos
hidrocarburos ligeros.
pesados
% peso Parafinas
2.330
9.1
% peso Isoparafinas
5.23
3.4
% peso Olefinas
39.55
15
Propiedad
34
Tabla 2.1. Continuación.
% peso Naftenos
2.61
3.9
% peso Aromáticos
50.28
68.6
(Texta y Mena, 2004).
S
O
D
A temperaturas y en
Va altas
conjugadas, es susceptible a polimerizar fácilmente
R
E
ESque el compuesto es térmicamente
R
presencia de agentes oxidantes. Esto
indica
S
O un primer tratamiento en presencia de un
H
C
inestable y por lo tanto
es
necesario
RE
E
D
catalizador suficientemente selectivo, para eliminar las diolefinas y compuestos
Debido a su alto contenido en monolefinas y diolefinas conjugadas y no
estirénicos, dando como resultado una gasolina estable la cual puede
introducirse directamente a la piscina de gasolinas (Texta y Mena, 2004).
Más específicamente la composición típica de la gasolina de pirólisis, se
presenta a continuación:
Tabla 2.2. Composición típica de la gasolina de pirólisis.
Diolefinas (C4)
Olefinas (C4)
Parafinas (C4)
Isopreno
2MB2
Isopentanos
Cy-Pentadienos
Cy-Pentenos
Cy-Pentanos
0
0
0
0.04
0.01
0.04
0.13
0.1
0.09
Diolefinas (C5)
0.23
Estireno
Etilbenceno
Aromaticos C8
Naftenos C8
Diolefinas C8
Olefinas C8
Parafinas C8
Indenos
Indanos
Alquenil
Aromaticos (C9)
4.5
1.96
8.74
0
0.08
1.92
2.23
1.85
0.14
3.74
35
Tabla 2.2. Continuación.
Olefinas (C5)
Parafinas (C5)
Diolefinas (C6)
Olefinas (C6)
Parafinas (C6)
0.13
0.05
3.02
3
2
Benceno
Cy-Hexano
Diolefinas (C7)
Olefinas (C7)
Parafinas (C7)
Tolueno
Metilciclo
hexano
24.2
.5
0
3
2
18.8
1.02
7.36
0
0.5
0
4.49
1.17
1.58
0.4
1
0
0
100
S
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VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
Aromaticos (C9)
Naftenos (C9)
Metilindenos
Metilindanos
Diciclopentadieno
di-hidroDiciclopentadieno
Naftenos (C10)
Pesados (C11)
Pesados (C12)
Pesados (C13)
Pesados (C14)
Sumatoria
(Gelbein, 2008)
2.3.3. Proceso CAROM.
La corporación Union Carbide, desarrolla e introduce el proceso CAROM en el
año 1986, para actualizar tecnologías de extracción existentes como UDEX y
Tetra. El objetivo de esta invención era la de aumentar la capacidad de
alimentación, mejorar la pureza del producto y la recuperación, así como
reducir el consumo de energía por unidad de producto. El proceso CAROM
ahora es comercializado y licenciado por UOP (Gelbein, 2008).
Este proceso fue diseñado basado en una extracción líquida basada en 19 200
bbl/d de una alimentación de reformación despentanizada. El reformado es
prefraccionado para proveer 8 200 bbl/d de un corte de benceno-tolueno en la
extracción, siendo el benceno el producto primario. (Leiby, 1997).
36
De igual manera Leiby (1997), indica que el proceso consiste en un proceso de
dos etapas para remover los hidrocarburos aromáticos de las corrientes de
reformado. En la primera etapa, los aromáticos son removidos por extracción
liquido-líquido con un solvente (el cual es una mezcla de polialquenglicoles y
glicol éter) a temperatura ambiente. En una segunda etapa, los aromáticos son
separados del solvente por destilación al vapor.
CAROM utiliza un sistema de disolvente de dos componentes que consiste de
tetraetilenglicol 80-95% y 5-20% de un éter de glicol co-disolvente (por ejemplo,
metoxi diglicol) (Gelbein, 2008).
S
O
D
VA
ER
S
E
Se presenta a continuación, el esquema
S R básico del proceso CAROM en la
O
H
siguiente figura:
EC
R
E
D
37
D
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
R
S
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VA
38
R
SE
E
R
S
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D
S
O
D
VA
Figura 2.4. Esquema del proceso CAROM. Sección de fraccionamiento (Leiby,
1997).
El proceso es llevado a cabo de la siguiente manera: La alimentación entra en
el extractor entre el medio y la bandeja de fondo en función de si el énfasis está
en una mayor recuperación o mayor pureza del producto. El disolvente pobre,
esencialmente libre de componentes de hidrocarburos, entra en la columna
extractora en la parte superior. Un reflujo de hidrocarburos a la parte inferior de
la columna extractora es una porción de la fracción de cabeza del separador.
Luego el disolvente rico sale de la parte inferior de la columna extractora y se
envía a la parte superior de la columna de separación. El extractor funciona a
una menor que la presión de la columna de destilación.
39
Después del flash o vaporización inicial, el disolvente rico se somete a una
destilación extractiva en la sección superior de la columna. Cualquier contenido
de no aromáticos contenidos en el disolvente rico se elimina como extractor de
vapores de cabeza junto con una pequeña cantidad de compuestos
aromáticos. Las corrientes de hidrocarburos y el agua se decantan en el
acumulador y la fase de hidrocarburos se somete a reflujo de nuevo a la parte
inferior de la columna de extracción y la fase de agua se une al agua de lavado
gastado de la columna de lavado de refinado para convertirse en el agua de
extracción.
S
O
D
VA
R
En la sección debajo de la extracción lateral, se elimina el disolvente de
SE
E
R
S
componentes aromáticos por la acción combinada de la caldera de extractor y
O
H
C
ERE
separador de vapor inyectado cerca de la parte inferior de la columna. La
D
corriente lateral es una corriente de vapor compuesta esencialmente de sólo
componentes aromáticos que se envían a la sección de fraccionamiento de la
planta. Y finalmente en la parte inferior de la columna de destilación, solvente
pobre (esencialmente libre de hidrocarburos) se enfría a temperatura de
extracción por intercambio transversal y entra en la parte superior de la
columna de extracción. (Gelbein, 2008).
Esta tecnología utiliza como disolvente una mezcla de polialquenglicol (como el
tetraetilenglicol) y éter de glicol, ya que proporciona un rendimiento mejorado
de extracción, debido al aumento de la capacidad o de la selectividad de ese
disolvente. (Forte, 1991)
Según Forte (1991), utilizando el disolvente mixto en ciertos rangos de
operación de extracción se puede lograr ventajas como la selectividad de
extracción se potencia a temperaturas más bajas, y por lo tanto, la pureza del
compuesto aromático es superior; y trabajando con bajas temperaturas, se
logra mejorar la estabilidad térmica del disolvente mixto.
40
2.3.4. Operaciones Unitarias.
Las operaciones unitarias estudian principalmente la transferencia y los
cambios de energía, la transferencia y los cambios de materiales que se llevan
a cabo por medios físicos, pero también por medios fisicoquímicos.
(Geankoplis, 1998).
Indica Geankoplis (1998), que dentro de las principales operaciones tenemos:
a)
de cualquier fluido de un punto a otro.
b)
S
O
D
VA
Flujo de fluidos. Estudia los principios que determinan el flujo y transporte
R
SE
E
R
S
Transferencia de calor. Esta operación unitaria concierne a los principios
O
H
C
ERE
que gobiernan la acumulación y transferencia de calor y de energía de un
D
lugar a otro.
c)
Evaporación. Éste es un caso especial de transferencia de calor, que
estudia la evaporación de un disolvente volátil (como el agua), de un
soluto no volátil como la sal o cualquier otro tipo de material en solución.
d)
Secado. Separación de líquidos volátiles casi siempre agua de los
materiales sólidos.
e)
Destilación. Separación de los componentes de una mezcla líquida por
medio de la ebullición basada en las diferencias de presión de vapor.
f)
Absorción. En este proceso se separa un componente gaseoso de una
corriente por tratamiento con un líquido.
g)
Separación de membrana. Este proceso implica separar un soluto de un
fluido mediante la difusión de este soluto de un líquido o gas, a través de
la barrera de una membrana semipermeable a otro fluido.
h)
Extracción líquido-líquido. En este caso, el soluto de una solución líquida
se separa poniéndolo en contacto con otro disolvente líquido que es
relativamente inmiscible en la solución.
i)
Adsorción. En este proceso, un componente de una corriente líquida o
gaseosa es retirado y adsorbido por un adsorbente sólido.
41
j)
Lixiviación líquido-sólido. Consiste en el tratamiento de un sólido
finamente molido con un líquido que disuelve y extrae un soluto contenido
en el sólido.
k)
Cristalización. Se refiere a la extracción de un soluto, como la sal, de una
solución por precipitación de dicho soluto.
l)
Separaciones físico-mecánicas. Implica la separación de sólidos, líquidos
o gases por medios mecánicos, tales como filtración, sedimentación o
reducción de tamaño, que por lo general se clasifican como operaciones
unitarias individuales.
R
SE
E
R
S
2.3.4.1. Extracción liquido – líquido.
S
O
D
VA
O
H
C
E
La extracción líquido
DER es la separación de los componentes de una solución
líquida por el contacto con otro líquido insoluble. Si las sustancias que
componen la solución original se distribuyen de manera distinta entre las dos
fases líquidas, se puede lograr cierto grado de separación, que pueda
incrementarse mediante el uso de contactos múltiples.
En todas las operaciones de este tipo, la solución que se va a extraer se llama
alimentación, y se denomina disolvente al líquido con el cual se pone en
contacto la alimentación, Luego, el producto resultante de la operación rico en
disolvente se llama extracto y finalmente, el líquido residual donde se separó el
soluto es el refinado. En procesos más complicados, se puede utilizar dos
solventes para llevar a cabo la separación de los componentes de una
alimentación. (Treybal, 1988).
Según Martínez y Rus (2004), la extracción líquido-líquido es la operación de
separación de uno o varios componentes de una mezcla líquida mediante un
disolvente inmiscible con ella y de distinta naturaleza.
42
La extracción líquida produce nuevas soluciones, que a su vez deben
separarse, frecuentemente por destilación o evaporación, debido a la dificultad
que se presenta en la separación de ciertos compuestos por operaciones como
destilación o evaporación, por lo que una extracción seguida de una posterior
destilación puede promover relativa facilidad en la separación.
En la destilación, en donde la fase vapor se crea a partir del liquido por adición
de calor, el vapor y el líquido están compuestos necesariamente de las mismas
sustancias; por lo tanto, son muy similares químicamente. Entonces, las
S
O
D
VA
separaciones producidas dependen de las presiones de vapor de las
R
sustancias. En contraste, en el caso de la extracción líquida, los componentes
SE
E
R
S
principales de las dos fases son muy distintos químicamente; por esto, son
O
H
C
ERE
posibles las separaciones de acuerdo con el tipo químico. (Treybal, 1988).
D
De acuerdo a Treybal (1988), el aumento de solubilidad a temperaturas más
altas influye considerablemente sobre el equilibrio ternario. Las operaciones de
extracción líquida, que dependen de la formación de fases líquidas insolubles,
deben llevarse a cabo a temperaturas inferiores a la temperatura crítica y con
respecto a las presiones que, excepto a ser muy elevadas, el efecto de la
presión sobre el equilibrio líquido es tan pequeño que generalmente puede
ignorarse. Además señala que para la elección de un correcto disolvente que
permita lograr una correcta extracción del componente deseado se deben
tomar en cuenta ciertos factores como:
a) Una alta selectividad para obtener un componente muy puro. En el caso de
la gasolina de pirólisis, es la capacidad del solvente de extraer los
compuestos aromáticos sin extracción de parafinas y naftenos en la que
existe una alta concentración de los mismos.
b) Insolubilidad del disolvente
c) Una diferencia en las densidades de las fases líquidas saturadas. Cuanto
mayor sea la diferencia tanto mejor.
43
d) Deber ser estable e inerte químicamente frente a los demás componentes
del sistema.
e) Siempre es necesario que exista una recuperación del disolvente para
volverlo a utilizar, que generalmente se lleva a cabo con otras operaciones
de transferencia de masa, como la destilación.
f) El disolvente a tratar debe posee bajo costo y no debe ser tóxico ni
inflamable.
2.3.4.2. Destilación.
S
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D
VA
R
SE
E
R
S
Esta operación unitaria también es conocida como fraccionamiento o
O
H
C
E
diferencias de volatilidad.
DER En la destilación, una fase vapor se pone en contacto
destilación fraccionada. La separación de los constituyentes se basa en las
con una fase líquido, transfiriéndose masa del líquido al vapor y del vapor al
líquido. Por lo general, el líquido y el vapor contienen los mismos componentes
aunque en distintas proporciones.
La destilación se utiliza mucho para separar mezclas líquidas en componentes
más o menos puros. Debido a que la destilación implica evaporación y
condensación de la mezcla, es una operación que necesita grandes cantidades
de energía. (Foust, 2006).
Otra definición manejada, es que la destilación o rectificación es una operación
de separación de uno o varios componentes de una mezcla líquida o gaseosa
mediante la acción de un vapor o líquido generado respectivamente por
calefacción o enfriamiento de la mezcla original. (Martínez y Rus, 2004).
Las aplicaciones de la destilación son muy diversas. Por ejemplo, el oxígeno
puro que se utiliza en la fabricación de acero, en las naves espaciales y en
aplicaciones medicínales, se produce por destilación del aire previamente
44
licuado. Las fracciones del petróleo (tales como gases ligeros, nafta, gasolina,
queroseno, combustóleo, aceite lubricantes y asfalto) se obtienen en grandes
columnas de destilación a las que se alimenta el crudo. Estas fracciones se
procesan después para obtener los productos finales y, con frecuencia, la
destilación también interviene en las etapas intermedias de este proceso.
(Foust, 2006).
Una las ventajas de un método de separación como éste. En la destilación, la
nueva fase difiere de la original por su contenido calorífico, pero el calor se
S
O
D
VA
incrementa o se elimina sin dificultad; por supuesto, debe considerarse
R
inevitablemente el costo de aumentarlo o eliminarlo. (Treybal, 1988).
SE
E
R
S
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H
C
ERE
Para que se lleve a cabo la separación de estos compuestos, el requisito
D
básico es que la composición del vapor sea diferente a la del líquido con el cual
está en equilibrio en el punto de ebullición. Esta operación difiere de la
absorción en cuanto que a uno de los componentes de la misma es insoluble
en la fase líquida. (Treybal, 1988).
Se encuentran distintos tipos de destilación, de las cuales tenemos:
a) Destilación Flash: La destilación flash consiste en la vaporización de una
fracción definida del líquido, en una forma tal que el vapor que se forma
está en equilibrio con el líquido residual, la separación del vapor y el
líquido, y posterior condensación del vapor (Mccabe, Smith y Harriot,
1998).
Otro concepto es que una destilación que consiste en la producción de un
vapor por ebullición de la mezcla líquida que se va a separar en una sola
etapa, para recuperar condensar los vapores,
la cual se vaporiza
parcialmente. En este método no se permite que el líquido regrese al
45
destilador de una sola etapa y se ponga en contacto con los vapores que
se desprenden. (Geankoplis, 1998).
b) Destilación por arrastre de vapor: Los líquidos con alto punto de ebullición
no se pueden purificar por destilación a presión atmosférica, puesto que los
componentes de la mezcla líquida podrían descomponerse a las
temperaturas elevadas que se requieren. Con frecuencia, las sustancias de
alto punto de ebullición son casi insolubles en agua; entonces, se logra una
separación a temperatura más baja por medio de este método que consiste
S
O
D
VA
en una destilación simple con arrastre de vapor, método que se usa con
R
bastante frecuencia para separar un componente de alto punto de
SE
E
R
S
ebullición de cantidades pequeñas de impurezas no volátiles. (Geankoplis,
1998).
O
H
C
ERE
D
c) Destilación extractiva: Según Mccabe, et al., (1998) es un fraccionamiento
que se facilita con la adición de un nuevo componente al sistema. El nuevo
componente se elige juiciosamente para desplazar el equilibrio vaporlíquido en el sentido favorable. La operación es extractiva si el disolvente
es mucho menos volátil que los componentes por separar, y por tanto se
carga continuamente cerca de la parte superior de la columna destiladora
para mantener una concentración apreciable del agente separador en
líquido sobre la mayoría de los platos de la columna.
2.3.5. Simulador de procesos
Los simuladores de procesos son representaciones de modelos matemáticos
que reproducen las operaciones unitarias en un proceso dado, por ello son
dedicados fundamentalmente a la industria con el objetivo de mejorar e
incrementar la eficiencia de las mismas a permitir hacer simulaciones de
diferentes procesos antes de que ocurran en realidad, las cuales producen
46
resultados que pueden ser analizados para una futura realización de los
mismos.
Un aspecto muy importante en los simuladores de procesos, es la
disponibilidad de propiedades termodinámicas y de transporte de la corriente
del proceso, estas propiedades son fundamentales para efectuar los balances
de materia y energía al grado de que si tenemos buenos datos o buenas
correlaciones para las propiedades, entonces los resultados de la simulación
serán altamente confiables. (Martínez, Alonso, López, Salcedo y Rocha, 2000).
S
O
D
VA de los modelos de
Los simuladores modernos deben permitir la selección
R
E
S la naturaleza de componentes
Epara
R
propiedades termodinámicas adecuados
S
HOy condiciones de operación. Según Martínez,
C
químicos, estados de E
agregación
DER
et al., (2000) estos simuladores tienen ciertas ventajas como:
a) Logran la reducción del tiempo de trabajo.
b) Permite al equipo de diseñadores probar entre rápidamente entre
diferentes configuraciones del equipo.
c) Se permite la mejora de procesos existentes.
d) Pueden modificarse variables del proceso y observar su comportamiento al
caso real, ya que esto representaría un riesgo para la planta.
e) Realizar la evaluación económica de una planta de procesos.
2.3.5.1. Selección del modelo termodinámico.
Todo en una simulación de procesos, desde el balance de materia a los
caudales molares, a las propiedades de transporte, a la separación obtenible
en las columnas, depende de la precisión de los datos termodinámicos usados.
Los simuladores de proceso poseen paquetes termodinámicos completos, que
el usuario selecciona como un todo y que, sin embargo, pueden llegar a
47
producir resultados erróneos en todo el proceso, ya que, sin avisar, van a
aplicar ecuaciones por defecto para el cálculo de numerosas propiedades. La
elección segura del modelo termodinámico requiere conocer el sistema
químico, las opciones de cálculo del simulador a usar y el margen de error
aceptable, especialmente en los casos habituales de diseño de nuevas plantas
o de solución de problemas de las existentes. (Feliu, 2006)
2.3.5.2. ASPEN HYSYS 7.2.
S
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D
VA
Indica Aspentech (2011), que el simulador ASPEN HYSYS es una herramienta
R
SE
E
R
S
de modelado de procesos para el diseño conceptual, planificación empresarial,
O
H
C
E
gas, procesamiento
DERde gas, refino de petróleo y las industrias de separación de
gestión de activos, y la supervisión del rendimiento de producción de petróleo y
aire. ASPEN HYSYS es un elemento central de aspenONE (AspenTech ®
aplicaciones de ingeniería) Algunas de las características claves incluyen:
a) Fácil de usar y fácil de entrenar. ASPEN HYSYS se ha consolidado como
una muy intuitiva y fácil de usar en el simulador de procesos de petróleo y
gas y la industria de refinación. Los usuarios con poco conocimiento previo
de Aspen HYSYS puede recoger y formar a sí mismos en sus capacidades
de modelado. La evaluación dinámica de los modelos de procesos.
b) Ofrece una base completa para el cálculo de la termodinámica exacta de
las propiedades físicas, propiedades de transporte y comportamiento de las
fases para el petróleo y gas y las industrias de refinación.
c) Eficiente flujo de trabajo para el diseño de procesos, dimensionamiento de
equipos, y la estimación preliminar de costos dentro de un ambiente a
través de la integración con otras herramientas de Ingeniería aspenONE.
48
El simulador ASPEN HYSYS tiene la particularidad de estar diseñado en un
lenguaje interactivo permitiendo su fácil instalación. Una de las comodidades
del ASPEN HYSYS es que cuenta con una hoja de trabajo, lo que proporciona
una rápida identificación de las condiciones y propiedades de las corrientes
involucradas en el proceso, y permite de forma sencilla los valores de
composición, flujo, temperatura y presión en las corrientes especificadas.
Cuenta con un diagrama de procesos (PFD) en el cual, mediante comandos
específicos, presenta las condiciones de presión temperatura, flujo y/o
S
O
D
VA
entalpías de las diferentes corrientes que intervienen en el proceso.
(Aspentech, 2011).
R
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E
R
S
O
H
C
ERE
D
Se presenta a continuación los diferentes modelos termodinámicos que utiliza
el simulador HYSYS:
Tabla 2.3. Modelos termodinámicos aplicados en HYSYS.
Modelo de Actividad Ecuaciones de Estado
Misceláneos
Chien Null
BWRS
Amine Pkg
Extended NRTL
GCEOS
ASME Steam
General NRTL
Glycol Package
Aspen Properties
Margules
Kabadi-Danner
Clean Fuels Pkg
NRTL
Lee-Kesler-Plocker DBR Anime Package
UNIQUAC
MBWR
Infochem Multiflash
Van Laar
Peng-Robinson
MBWR
Wilson
PR-Twu
NBS Steam
PRSV
.
Neotec Black Oil
49
Tabla 2.3. Continuación.
Sour SRK
OLI_Electrolyte
Sour PR
SRK
SRK-Twu
Twu-Sim-Tassone
Zudkevitch-Joffee
(Hyprotech, 2003).
R
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R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
En la siguiente tabla se hace referencia a procesos en los que se recomienda
D
utilizar los modelos termodinámicos:
Tabla 2.4. Modelos termodinámicos en uso en la industria de proceso.
Sistema
Separación de
aire
Proceso de gas
Tratamiento de
gases
(endulzamiento)
Modelo en uso
Problemas
conocidos
Modelos propios,
Peng-Robinson,
Soave-RedlichKwong
Peng-Robinson,
Soave-RedlichKwong
Kent-Eisenberg,
electrolitos
Datos
experimentales,
parámetros,
modelos para
mezclas de
aminas
50
Tabla 2.4. Continuación.
Refino de
petróleo
PetroquímicaVLLE
PetroquímicaLLE
Peng-Robinson,
Soave-RedlichKwong, ChaoSeader, GraysonStreed, LeeKessler-Plöcker
Caracterización
de las fracciones
pesadas del
petróleo.
Peng-Robinson,
Soave-RedlichKwong, EOS +
reglas de mezcla
Datos
experimentales,
parámetros
O
H
C
ERE
D
Química
Electrolitos
Aplicaciones
medioambientales
NRTL, UNIQUAC,
EOS + reglas de
mezcla
NRTL
electrolítica,
modelos propios
UNIFAC + ley de
Henry
(Feliu, 2006).
2.3.6. Estimado de costos.
R
SE
E
R
S
NRTL, UNIQUAC
S
O
D
VA
Datos
experimentales,
parámetros,
modelos para
sistemas
trifásicos (VLLE)
Datos
experimentales,
parámetros
Datos
experimentales,
parámetros,
bases
de datos,
modelos para
polielectrolitos
Datos
experimentales,
parámetros
51
El diseño de una planta aceptable debe presentar un proceso que sea capaz
de operar a las condiciones que generen un beneficio. Dado que el beneficio
neto es igual a los ingresos totales menos todos los gastos, es esencial que el
ingeniero químico sea consciente de los diferentes costos involucrados en los
procesos de fabricación como el capital que debe ser asignado para los gastos
directos de plantas, tales como los de materias primas, mano de obra, y
equipo.
Además de los gastos directos, muchos otros gastos indirectos son incurridos,
S
O
D
VA
y éstos deben incluirse si un análisis completo del costo total requiere ser
R
obtenido. Algunos ejemplos de estos gastos indirectos son salarios
SE
E
R
S
administrativos, costos de productos de distribución, y los costos de las
O
H
C
ERE
comunicaciones entre plantas.
D
Se requiere una inversión de capital para cualquier proceso industrial, y la
determinación de la inversión necesaria como parte importante de un proyecto
de diseño de la planta. La inversión total para cualquier proceso consiste en la
inversión en capital fijo para equipos e instalaciones físicas de la planta más el
capital de trabajo que debe estar disponible para pagar los salarios, mantener
las materias primas y los productos en la mano, y manejar otros elementos
especiales que requieren un desembolso directo. Por lo tanto, en un análisis de
costos para los procesos industriales, los costos de inversión de capital, costos
de fabricación y los gastos generales, incluyendo los impuestos deben ser
tomados en consideración. (Peters y Klaus, 1991)
2.3.6.1. Índice de costos.
Un índice de costos es una razón del costo de un artículo hoy con respecto a
su costo en algún momento en el pasado.
52
En general, los índices se elaboran a partir de una mezcla de componentes a
los cuales se asignan ciertos pesos, subdividiendo algunas veces los
componentes en más renglones básicos. Por ejemplo, el equipo, la maquinaria
y los componentes de apoyo del índice de costo de las plantas químicas se
subdividen además en maquinaria de proceso, tuberías, válvulas y accesorios,
bombas y compresores, etc. Estos subcomponentes, a su vez, se construyen a
partir de artículos aún más básicos como tubería de presión, tubería negra y
tubería galvanizada (Blank y Tarquin, 1999).
2.3.6.2. Clase de estimados de costos.
S
O
D
VA
ER
S
E
Según indica (PDVSA, 1996) los
estimados
S R de costos se pueden clasificar en:
O
H
EC
R
E
D
a) Clase V: En este se ha determinado la necesidad de un bien y servicio y/o
se ha iniciado su conceptualización. En este existe una definición global del
proyecto y de sus principales unidades de proceso, donde la información
disponible se limita esencialmente a trabajos de laboratorio, tamaño o
capacidad propuesta, ubicación geográfica, etc.
Es un estimado con una precisión del tipo de magnitud, el cual se utiliza en
la planificación a mediano plazo para establecer si los proyectos reúnen los
méritos suficientes para proseguir su desarrollo. Es utilizado en estudios de
factibilidad, obtención de fondos para la Ingeniería conceptual y
planificaciones a mediano plazo.
b) Clase IV: Para su ejecución se debe preparar un plan preliminar para la
ejecución del proyecto mediante el uso de datos históricos sobre tiempos
de ejecución de proyectos similares. Consiste en un estimado cuando se
ha completado la Ingeniería conceptual, y se ha avanzado en las
especificaciones del diseño básico.
53
En esta etapa se han concluido con los estudios para la presentación y el
tipo de los equipos mayores, así como también se han preparado los
diagramas principales de flujo y los requerimientos
de servicios
profesionales.
c) Clase III: Es un propósito realizado después que la “base del diseño” del
proyecto se ha completado el 60% de la Ingeniería Básica. En el ya se han
concluido también los estudios para seleccionar el tipo, tamaño y
S
O
D
VAbásicos incluyendo las
se ha comenzado el trabajo de diseño de equipos
R
E
S
especificaciones de diseño. S RE
O
H
C
E
DER
parámetros de diseño para las plantas de procesamiento y otras unidades y
d) Clase II: Basado en especificaciones de diseño completadas, las cuales
son de un alcance suficiente para definir íntegramente el proyecto para el
diseño y la ingeniería de detalle subsiguiente. La probabilidad de que los
costos finales resulten, dentro de más o menos 10% del estimado, es del
80%. Son utilizados para la solicitud de aprobación de fondos para la
Ingeniería de detalle, procura, construcción y arranque del proyecto, en
presupuestos base para el control de costos y de avance, para establecer
flujo de caja y evaluar la tasa de retorno de la inversión.
e) Clase I: Constituye un pronóstico de costos realizado cuando el avance de
la Ingeniería de Detalle es tal que se dispone del diseño completo de
fundaciones, estructuras, y se conocen cómputos métricos de los
materiales de construcción. Es aplicado para dar referencia oficial en un
proceso de licitación para obras y servicios.
54
Tabla 2.5. Clases de estimados de costo.
Clase
V
IV
III
Clasificación
Descriptiva
Orden de
Magnitud
Orden de
Magnitud
Fase del
Precisión
Nivel de
Aplicación
Proyecto
confiabilidad
PreEstudio
Conceptual:
Conceptual.
Determinación
Indeterminado
de la
10%
Estudio de
factibilidad del
enfoques.
proyecto.
Ingeniería
conceptual
10%
30%
Diseño
100%
Conceptual
completada.
Ingeniería
Básica 60%
completada.
S
O
H
EC
Preliminar
DER
II
Definitivo
I
Control
Ingeniería
Básica 100%
completada.
Construcción:
Ingeniería de
detalles en
etapas de
finalización.
S
O
D
VA
ER
S
E
R
Diseño
Básico.
10%
60%
10%
80%
Aprobación
del
proyecto.
Autorización
de gastos.
10%
90%
Control de
gastos.
(PDVSA, 1996)
2.3.7. Inversión inicial.
Según Baca (2001), la inversión inicial comprende la adquisición de todos los
activos fijos y diferidos necesarios para iniciar las operaciones de la empresa,
con excepción del capital del trabajo.
Se entiende por activo tangible o fijo, los bienes propiedad de la empresa como
terrenos, edificios, maquinaria, equipo, mobiliario, y otros. Se le llama fijo
55
porque la empresa no puede desprenderse fácilmente de él sin que ello
ocasione problemas a sus actividades.
Se entiende por activo intangible el conjunto de bienes propiedad de la
empresa necesario para su funcionamiento y que incluyen patentes de
invención, asistencia técnica de instalación, gastos operativos, de instalación y
puesta en marcha, contratos de servicios. En el caso de costo de equipo y
maquinaria, debe verificarse si éste incluye fletes, instalación y puesta en
marcha. (Baca, 2001).
R
SE
E
R
S
2.3.8. Flujos de efectivos.
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
Blank y Tarquin (1999), señalan que en los estudios de ingeniería económica
D
los términos utilidad antes de impuesto (UAI) y utilidad después de impuesto
(UDI) se utilizan para representar flujos de efectivo anuales antes y después
de impuestos, respectivamente. Las relaciones entre estos dos términos se
pueden ver representadas en las siguientes expresiones:
ó
(Ec 2.1)
(Ec 2.2)
2.3.9. Impuestos sobre la renta (ISR).
El impuesto sobre la renta (ISR) es el costo en que se incurre por la obtención
de beneficios, desde el punto de vista legal, el impuesto sobre la renta, se
define como la remuneración que percibe el estado y que se deriva de la
obligación que tienen las personas naturales y jurídicas de retribuirle un
porcentaje de las ganancias, por 10 tanto, para su determinación es necesario
conocer el monto total de los beneficios anuales o ingresos y la tarifa o tasa
impositiva fijada por la ley (Giugni, Ettedgui, González y Guerra, 2003).
56
Para Giugni et al. (2003), el ISR se puede determinar a través de la siguiente
ecuación:
(Ec 2.3)
Donde:
ISR: Impuesto sobre la renta
T: Tasa de impuesto fijada por la Ley
ING: Ingresos - egresos
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
2.3.10. Valor de salvamento (VS).
D
El Valor de salvamento o valor de rescate (VR) es el valor estimado de una
propiedad al final de su vida útil. Es el precio de venta esperado de un activo
cuando ya no puede ser utilizado en forma productiva por su propietario. El
término valor neto de salvamento se emplea cuando el propietario incurre en
gastos por desechar la propiedad, y dichos flujos de salida de efectivo deben
deducirse de los flujos de entrada para obtener el VR neto final. (Sullivan,
Wicks y Luxhoj, 2004).
Según Giugni et al., (2003) es la remuneración neta obtenida por la venta de
los activos fijos tangibles. Usualmente ocurre al final de la vida del proyecto,
aun cuando pudiera haber venta de activos fijos en cualquier otro año. Es
determinado de la siguiente manera:
(Ec 2.4)
Donde:
VS: Valor de salvamento
57
Pv: Precio de venta del activo.
Cr: Costo de reducción del activo.
2.3.11. Vida útil.
Para Sullivan et al., (2004) la vida útil es el período estimado que se usará en
una propiedad, en un comercio o negocio para generar ingresos. No se trata de
qué tanto durará el activo, sino durante cuánto tiempo el propietario espera
usarlo en forma productiva.
D
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
2.3.12. Depreciación.
S
O
D
VA
El proceso de depreciar un activo, o también denominado recuperación de
capital, explica la pérdida del valor del activo debido a la edad, uso y
obsolescencia durante su vida útil. Aunque un activo puede estar en excelente
condición de trabajo, el hecho de que valga menos a través del tiempo se
considera en los estudios de evaluación económica.
Depreciación es la reducción en el valor de un activo. Los modelos de
depreciación utilizan reglas, tasas y fórmulas aprobadas por el gobierno para
representar el valor actual en los libros de la compañía. El monto de la
depreciación calculado de ordinario en forma anual, no refleja necesariamente
el patrón del uso real del activo durante su posesión. (Blank y Tarquin, 1999).
Método de la línea recta.
Indica Sullivan et al., (2004) que el método más sencillo de depreciación es el
de la LR. Supone que cada año de la vida depreciable (útil) del activo, éste se
deprecia en una cantidad constante. Para su cálculo:
58
(Ec 2.5)
Donde:
D: Deducción anual por depreciación.
V: Valor de rescate al final del año
n: vida depreciable o útil del activo.
2.3.13. Valor presente neto (VPN).
S
O
D
VA
ER
S
E
Es el valor monetario que resulta de restar
S R la suma de los flujos descontados a
O
H
la inversión inicial. (Baca,
EC2001).
R
E
D
Otros términos utilizados a menudo para hacer referencia a los cálculos de
valor presente son valor presente (VP) y valor presente neto (VPN).
Independientemente de cómo se denominen, los cálculos de valor presente se
utilizan de manera rutinaria para tomar decisiones de tipo económico. (Blank y
Tarquin, 1999).
.
Es claro que para aceptar un proyecto las ganancias deben ser mayores que
los desembolsos. Para calcular el VPN se utiliza el costo de capital o TMAR.
Con un VPN igual a 0 no se aumenta el patrimonio de la empresa durante el
horizonte de planeación estudiado.
Por otro lado, si el resultado es VPN > 0, sin importar cuánto supere a cero ese
valor, esto solo implica una ganancia extra después de ganar la TMAR aplicada
a lo largo del período considerado. Esto implica la gran importancia que tiene
seleccionar una TMAR adecuada. (Baca, 2001).
Baca (2001), indica que para su cálculo la expresión a utilizar es la siguiente:
59
(Ec. 2.6)
Donde:
VPN: Valor presente neto
P: Inversión Inicial.
ENE: Flujo de caja neto.
TMAR: Tasa mínima aceptable de retorno.
VS: Valor de salvamento
N: período de tiempo.
D
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
2.3.14. Tasa mínima aceptable de retorno (TMAR).
Para que cualquier inversión sea rentable, el inversionista (corporación o
individuo) debe esperar recibir más dinero de la suma invertida. En otras
palabras, debe ser posible obtener una tasa de retorno o un retorno sobre la
inversión.
El término tasa de retorno se utiliza comúnmente cuando se estima la
rentabilidad de una alternativa propuesta o cuando se evalúan los resultados
de un proyecto o inversión terminados. Ambos se representan con el símbolo i.
La tasa razonable se denomina tasa mínima atractiva de retorno (TMAR) y es
más alta que la tasa esperada de un banco o alguna inversión segura que
comprenda un riesgo mínimo de inversión.
También se hace referencia a la TMAR como la tasa base para proyectos; es
decir, para que un proyecto sea considerado financieramente viable, la TR
60
esperada debe igualar o exceder la TMAR o tasa base. (Blank y Tarquin,
1999).
2.3.15. Tasa de interés de retorno (TIR).
Es la tasa de descuento para la cual el VPN se hace cero, es decir, es la tasa
que iguala la suma de los flujos descontados a la inversión inicial.
S
O
D
VA
Con el criterio de aceptación que emplea el método de la TIR si ésta es mayor
R
que la TMAR, acepte la inversión, es decir, si el rendimiento de la empresa es
SE
E
R
S
mayor que el mínimo fijado como aceptable, la inversión es económicamente
O
H
C
ERE
rentable. (Baca, 2001).
D
Para su cálculo se utiliza la siguiente ecuación:
(Ec. 2.7)
Donde:
P: Inversión Inicial.
ENE: Flujo de caja neto.
TIR: Tasa de interés de retorno.
VS: Valor de salvamento
N: período de tiempo.
2.3.16. Período de recuperación (PR).
El periodo de recuperación o de pago, para un activo o alternativa es el tiempo
estimado, generalmente en años, que tardará para que los ingresos y otros
beneficios económicos reintegren la inversión inicial y un retorno determinado.
61
El PR sigue siendo muy utilizado en la industria debido a su sencillez y los que
utilizan justifican su utilización, afirmando que, más allá del período de
recuperación, el flujo de caja es muy incierto. (Blank y Tarquin, 1999).
Otra definición utilizada según Giugni et al., (2003), es que el tiempo de pago
es un modelo de evaluación que mide el tiempo, en años, requerido para que
los flujos monetarios netos recuperen la inversión a una tasa mínima de
rendimiento igual a 0.
S
O
D
VA
Para Sullivan et al., (2004) se calcula de dos maneras:
R
E
ES
R
S
O que ignora el valor del dinero en el tiempo y
H
C
a) El periodo de pago
simple,
RE
E
D
todos los flujos de efectivo que ocurren después de un período.
b) Y el período de pago descontado que toma en cuenta el valor de del
dinero mediante el uso de la TMAR. Para su cálculo se utiliza la
siguiente ecuación:
(Ec.2.8)
Donde:
Ik: Ingresos anuales
Ek: Egresos anuales
I%: Tasa de interés (TMAR)
k: Período de recuperación de capital
62
2.4. Sistema de variables.
Objetivo general: Evaluar la factibilidad técnico-económica para la
producción de benceno a 99.9% de pureza utilizando el proceso CAROM en
la planta de PYGAS de Química Venoco, C.A.
Objetivos
específicos
Variables
Subvariables o
dimensiones
O
H
C
criterios de RE
DE
diseño.
Pureza del
producto
deseado.
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Definir bases y
Indicadores
Capacidad de
alimentación.
Bases y criterios de
Relaciones de
operación.
diseño.
Simulador
comercial a
utilizar.
Parámetros del
TMAR, Vida útil,
Valor de
salvamento, tasa
del ISR, tiempo
de pago máximo.
Producción
de benceno
a 99,9%
Desarrollar
p/p.
modelos de
simulación que
Valores de diseño
del proceso.
.
representen el
proceso CAROM
para el
procesamiento de
Rendimiento.
Modelo de simulación
% p/p de
benceno.
reformado
catalítico y de
PYGAS.
.
63
Comparar los
% p/p de
aromáticos.
resultados
obtenidos de los
modelos de
Comparación de
resultados
simulación
% p/p no
aromáticos.
% error.
propuestos.
.
Determinar la
rentabilidad del
proyecto.
D
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
R
S unitarios.
O
D
Costos
VA
Análisis económico
Costos de
operación.
Rentabilidad.
64
CAPITULO III
MARCO METODOLÓGICO
El marco metodológico según Arias (1999) “La metodología del proyecto
incluye el tipo o tipos de investigación, las técnicas y procedimientos que serán
utilizados para llevar a cabo la indagación. Es el “cómo” se realizará el estudio
para responder al problema planteado” (p.45).
R
SE
E
R
S
3.1. Tipo de investigación.
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
De acuerdo con Arias (2006) “El proyecto factible se trata de una propuesta de
D
acción para resolver un problema práctico o satisfacer una necesidad. Es
indispensable que dicha propuesta se acompañe de una investigación, que
demuestre su factibilidad o posibilidad de realización”. (p.14)
Según la UPEL (2006, p.7):
Un proyecto factible consiste en la investigación, elaboración y
desarrollo de un modelo operativo viable para solucionar
problemas, requerimientos necesidades de organizaciones o
grupos sociales; puede referirse a la formulación de políticas,
programas, tecnologías, métodos, o procesos. El proyecto debe
tener el apoyo de una investigación de tipo documental, y de
campo, o un diseño que incluya ambas modalidades.
A partir de la revisión y análisis de los objetivos propuestos de la investigación
es adecuado definir a la misma como un proyecto factible, ya que en ella se
pretende generar una propuesta acerca de un modelo de operación con el que
se desea solucionar el problema generado en la planta de procesamiento de
PYGAS de Química Venoco C.A, donde la extracción del benceno de la
gasolina de pirólisis, no alcanza la pureza deseada para satisfacer la demanda
65
existente. De tal manera, que en este proyecto se presenta una propuesta
viable acerca del uso de la tecnología CAROM, siendo ésta una tecnología
diferente basada en otros principios de operaciones unitarias, como lo es la
inclusión de una columna extractora liquido-liquido para sustituir la destilación
convencional dentro de su filosofía de operación, que permita alcanzar la
concentración deseada del benceno.
3.2. Diseño de la investigación.
S
O
D
VA
Para llevar a cabo el diseño de una investigación según Hernández, R.,
O
H
C
ERE
D
R
SE
E
R
S
Fernández, C. y Batista P., (2006, p.158):
El investigador debe visualizar la manera práctica y concreta de
responder a las preguntas de investigación, además de cubrir los
objetivos fijados. Esto implica seleccionar o desarrollar uno o más
diseños de investigación y aplicarlos al contexto particular de su
estudio. El término diseño se refiere al plan o estrategia concebida
para obtener la información que se desea.
Para Arias (1999) “Una investigación documental es aquella que se basa en la
obtención y análisis de datos provenientes de materiales impresos u otros tipos
de documentos” (p.47).
En relación a lo expuesto por la UPEL (2006, p.6):
Se entiende por investigación documental, el estudio de
problemas con el propósito de ampliar y profundizar el
conocimiento de su naturaleza, con apoyo, principalmente, en
trabajos previos, información y datos divulgados por medios
impresos, audiovisuales o electrónicos. La originalidad del estudio
se refleja en el enfoque, criterios, conceptualizaciones,
reflexiones, conclusiones, recomendaciones y, en general, en el
pensamiento del autor.
66
Según Tamayo y Tamayo (2003, p.110) un diseño de campo consiste en lo
siguiente:
Un diseño de campo es cuando se recogen datos directamente de
la realidad, por lo cual los denominados primarios, su valor radica
en que permiten cerciorarse de las verdaderas condiciones en
que se han obtenido los datos, lo cual facilita su revisión o
modificación en caso de surgir dudas.
La investigación experimental de acuerdo con Hernández et al., (2006) “Es
aquella en la que se manipulan, de manera intencional, una o más variables
S
O
D
VA
independientes (causas) para analizar las consecuencias de tal manipulación
R
SE
E
R
S
sobre una o más variables dependientes (efectos)” (p.161).
O
H
C
ERE
D
Por su parte Arias (1999) expresa que una investigación experimental “Es un
proceso que consiste en someter a un objeto o grupo de individuos a
determinadas condiciones o estímulos (variable independiente) para observar
los efectos que se producen (variable dependiente)” (p.48).
Debido a lo anteriormente expuesto, la investigación se basa en un diseño
documental, ya que se obtendrán y analizarán datos que provienen de
materiales impresos, patentes, diagramas de flujo de procesos, diagramas de
tuberías e instrumentación, y trabajos asociados al objeto de estudio que sirven
de gran referencia para el desarrollo de la investigación. Asimismo, es de
campo puesto que se obtienen datos directamente del lugar en donde ocurre la
investigación, como en el caso de la materia prima (PYGAS), para conocer sus
condiciones de operación, flujo de alimentación y su composición actual.
Finalmente, también resulta ser de de tipo experimental, porque durante el
planteamiento del problema se manipulan y seleccionan las mejores
condiciones de operación y dimensiones de los equipos, con el fin de lograr
obtener la pureza deseada del producto.
67
3.3. Técnicas de recolección de datos.
En esta etapa de la investigación de acuerdo a Hernández et al., (2006),
consiste en la recolección de datos pertinentes o relevantes sobre los
conceptos, cualidades, casos u objetos involucrados en la investigación a
realizar. Por su parte Arias (1999) en su obra expresa que “las técnicas de
recolección de datos son las distintas formas o maneras de obtener la
información.” (p.53)
Dentro de las técnicas de recolección de datos se presenta la observación que
S
O
D
VA
según Cerda (1991), consiste en el proceso de mirar con cierta atención una
R
SE
E
R
S
actividad o fenómeno, logrando alcanzar toda la capacidad sensitiva en algo
O
H
C
ERE
por lo cual estamos particularmente interesados. (p.153)
D
A su vez, como lo expresa Tamayo y Tamayo (2003), ésta se clasifica en
observación indirecta “cuando el investigador corrobora los datos que ha
tomado de otros, ya sea de testimonios orales o escritos de personas que han
tenido contacto de primera mano con la fuente que proporciona los datos”
(p.184).
De igual manera, también se encuentra la observación documental que es
aquella basada en la revisión de documentos escritos o almacenados en otros
formatos. Hurtado (2002), expresa que una investigación documental es
aquella en la “que se recurre a información escrita, ya sea bajo forma de datos
que pueden haber sido producto de mediciones hechas por otros, o como
textos que en sí mismo constituyen los eventos de estudios” (p.427)
Por ello, a partir de la información consultada, las técnicas a utilizar serán de
observación indirecta y documental, ya que para la obtención de los datos
referentes a condiciones de operación y composición del PYGAS es necesaria
la intervención de personal de la planta que proporcionen y brinden los datos
68
necesarios para llevar a cabo a investigación, y de tipo documental debido a
que la mayor parte de la información que se refleja sobre la tecnología CAROM
es encontrada en bibliotecas, hemerotecas, patentes; por lo que se lleva a cabo
la mencionada revisión documental.
3.4. Instrumentos de recolección de datos.
Los instrumentos de recolección de datos según Arias (1999) “son los medios
S
O
D
VA
que se emplean para recoger y almacenar la información.” (p.53).
ER
S
E
R expresa que “Un instrumento de
Por otra parte Hernández et al.,
S(2006)
O
H
C registra datos observables que representan
medición es aquel Eque
R
E
D
verdaderamente los conceptos o las variables que el investigador tiene en
mente.” (p.277)
Finalmente para Tamayo y Tamayo (2003) consiste en un “formato en el cual
se pueden recolectar los datos en forma sistemática y se pueden registrar de
forma uniforme.” (p. 172).
A continuación se muestran las tablas con sus formatos respectivos, las cuales
representan los instrumentos para recolectar la información acerca de los
parámetros tales como condiciones de operación, flujos y composiciones en
que se manejara el proceso CAROM tanto con reformado catalítico, siendo
esta la materia prima original del CAROM, como con el PYGAS que es la
materia de prima de interés de la investigación.
69
Tabla 3.1. Composición típica de la alimentación de reformado catalítico
(prefraccionado).
Componentes
Parafina C5
Parafina C6
Parafina C7
Parafina C8
Parafina C9
Metilciclopentano
Metilciclohexano
Benceno
Tolueno
Etilbenceno
Xilenos
Aromaticos C9
Fracción másica
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
S
O
D
VA
Tabla 3.2. Composición típica de la mezcla de disolvente para procesar
reformado catalítico (prefraccionado).
Componentes
Tetraetilenglicol
Concentrado CAROM
(Metoxitriglicol)
Agua
Fracción másica
Tabla 3.3. Bases de diseño de la columna extractora liquido-liquido (C-201) con
reformado catalítico.
C-201
Alimentación
Reciclo
Solvente Pobre
Solvente Rico
Refinado
Plato de entrada
(alimentación)
Plato de entrada
(Reciclo)
Temperatura (ºC)
Flujo (Kg/h)
70
Tabla 3.3. Continuación.
Plato de entrada
(Solvente pobre)
Temperatura (tope)
Temperatura (fondo)
Presión (tope)
Presión (fondo)
Relación
reciclo:alimentacion
Relación
solvente:alimentacion
N° de platos totales
Tipo de platos
% Tetraetilenglicol en
solvente
% Concentrado
CAROM en solvente
% Agua en el solvente
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
S
O
D
VA
Tabla 3.4. Bases de diseño de la columna stripper (C-202) con reformado
catalítico.
C-202
Solvente Rico
Vapor de agua
Salida lateral
Solvente
regenerado
BT Recirculado
Hidrocarburos no
aromáticos
Temperatura (tope)
Temperatura (fondo)
Presión (tope)
Presión (fondo)
Plato de entrada
(Solvente rico)
Plato de entrada
(Vapor de agua)
Plato de entrada
(Solvente
regenerado)
Temperatura
(ºC)
Flujo (kg/h)
71
Tabla 3.4. Continuación.
Plato de entrada
(BT-recirculado)
Relación másica
vapor:Bt extracto
N° de platos totales
Tipo de platos
Tabla 3.5. Bases de diseño de las columnas con reformado catalítico.
Parámetros
C-204
(Columna
despojadora
de agua)
S
O
C-301
D
VA (Columna
C-205
(Columna
regeneradora
de solvente)
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
Temperatura
(Tope)
C-203
(Columna
de lavado
de
refinado)
de
Benceno)
C-302
(Columna
de
Tolueno)
Temperatura
(Fondo)
Presión (tope)
Presión
(Fondo)
Nº de platos
Tipo de platos
Tabla 3.6. Composición típica de la alimentación de PYGAS.
Componentes
n-butano
i-pentano
Tert-pentano
3-3-dimetilbuteno
2-2-dimetilbutano
Ciclopenteno
Ciclopentano
2-metilpentano
n-hexano
Metliciclopentano
4-4-dimetil-1-pentano
2-4-dimetilpentano
Peso Molecular
Fracción másica
72
Tabla 3.6. Continuación
Benceno
Ciclohexano
Ciclohexeno
n-heptano
Metilciclohexano
Etilciclopentano
Tolueno
3-4-dimetlihexano
n-octano
Etilbenceno
m-xileno
p-xileno
o-xileno
n-nonano
1-metil-3-etilbeceno
n-undecano
Naftaleno
Total
D
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
Tabla 3.7. Indice de costos de Process Economic Program (PEP).
Indice de costos PEP (1958=100)
Año
Indice de costo PEP
(EUU)(Original)
73
3.5.
Fases de la investigación
3.5.1. FASE I: Definición de bases y criterios de diseño
Luego de realizar una revisión detallada acerca del proceso CAROM, fue
necesario establecer las consideraciones a tomar en cuenta para llevar a cabo
el objeto de la investigación. Por ello se realizó una selección de los
parámetros de diseño que logren facilitar el desarrollo de los modelos de
simulación para el proceso CAROM.
3.5.1.1.
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Especificación de las bases y criterios de diseño:
O
H
C
E
Algunos de estos
DERparámetros referidos a la capacidad y características de
alimentación con la que se desea desarrollar el proyecto, la composición de
disolvente a emplear, la metodología de operaciones a utilizar, el simulador de
procesos empleado, dependiendo de sus características para efectuar los
modelos referentes, y asimismo la pureza que se requiere alcanzar del
producto principal benceno, siendo este el objeto principal de la investigación.
Luego de identificar la serie de variables a considerar se enumeraron las
siguientes:
a) La capacidad de alimentación para el reformado catalítico, y la posterior
definición de su composición.
b) La composición de la mezcla de disolvente a utilizarse contendría cierta
cantidad de tetraetilenglicol éter de glicol y agua como lo establezca la
revisión bibliográfica, en la cual se determinan ciertos rangos de la cantidad
de los mismos dentro del solvente, todo esto con el fin de mejorar el
arrastre de compuestos aromáticos por el solvente utilizado.
74
c) Algunos parámetros de diseño sirvieron de referencia como condiciones de
operación, relaciones de reflujo y composiciones de los productos para el
procesamiento de reformado catalítico mediante la revisión documental ya
que, al conocerse estos valores, se aseguró la mayor exactitud al momento
del desarrollo de los modelos de simulación.
d) El simulador comercial a utilizar, teniendo en cuenta que sea posible su
facilidad de uso y que sea aprobado y utilizado en la planta. Además de
definirse los rango permitidos de desviación de los modelos de simulación.
S
O
D
Ael procesamiento de
V
e) La capacidad de alimentación que se manejó
para
R
E
ES por diseño de la planta y que
R
PYGAS, siendo ésta la capacidad
instalada
S
O en la planta Química Venoco C.A.
Hmanejada
C
sería la capacidadE
actual
DER
f) Para conocerse la rentabilidad del proyecto se definió el estimado de costo
a manejar, por lo que se establecieron valores de algunos parámetros
como los indicies de costo PEP, TMAR, la TIR, vida útil, valor de
salvamento y la tasa de impuesto para ISR para la evaluación económica y
el período máximo de recuperación estipulado por la empresa.
3.5.2. FASE II: Desarrollo de modelos de simulación que representen el
proceso CAROM para el procesamiento de reformado catalítico y de
PYGAS.
Para comenzar con el modelo, fue necesario definir una serie de pasos los
cuales son descritos a continuación:
3.5.2.1. Caracterización del reformado catalítico y la mezcla de disolvente
a utilizar.
75
Para iniciar con el desarrollo del modelo de simulación, se trabajó primero con
la alimentación de reformado catalítico, con el fin de lograr la validación del
modelo y proceder a la experimentación del proceso CAROM con el PYGAS.
Fue necesario tener bien definidos los componentes que integran de la materia
prima, que mediante la revisión documental, se estableció su composición
reflejada en los datos históricos de la tecnología CAROM. De manera similar se
seleccionó los compuestos que integran la mezcla de disolvente para llevar a
cabo la separación y arrastre de los compuestos aromáticos.
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
3.5.2.2. Selección del modelo termodinámico para el reformado catalítico.
O
H
C
ERE
D
Una vez conocida la naturaleza y tipo de los fluidos a tratar en el proceso, se
llevó a cabo la selección del modelo termodinámico que permitiera representar
la interacción entre los hidrocarburos aromáticos y no aromáticos y del solvente
a utilizar, siendo éste una mezcla de polialquenglicoles, glicol éter y agua, a lo
largo de las distintas operaciones unitarias desarrolladas en el proceso como
extracción liquido-liquido, destilación, vaporización flash, entre otros.
Era necesario encontrar un modelo termodinámico que permitiese representar
el proceso y más aún que sea factible para representar datos experimentales y
parámetros para sistemas de ELL (equilibrio líquido-líquido) y VLLE (equilibrio
vapor-líquido-líquido).
En la búsqueda del modelo termodinámico, se debió escoger uno que se
ajustara al rango de aplicabilidad de los sistemas y los datos de equilibrio en
función de la temperatura, presión, tipo y cantidad de componentes y a la
naturaleza de la mezcla.
76
Al ser seleccionada la ecuación y los compuestos anteriormente, se procedió a
comenzar con el uso del simulador comercial a utilizar e iniciar con el diseño
del proceso.
3.5.2.3. Introducción de datos en el simulador para el reformado catalítico.
El simulador abre la interfaz para comenzar con el diseño de los equipos
pertenecientes al proceso CAROM.
S
O
D
VA
R
Se inició el desarrollo del modelo con la introducción y chequeo que de los
SE
E
R
S
compuestos se encontraran en la base de datos del simulador ASPEN HYSYS
O
H
C
ERE
7.2, el cual contiene características físicas y datos termodinámicos representar
D
los distintos flujos de procesos, equipos y condiciones de operación.
Figura 3.1. Introducción de compuestos en el simulador ASPEN HYSYS.
77
Posteriormente, el simulador exige la selección del modelo termodinámico para
dar inicio al modelo, por lo que se abre una interfaz con las distintas
ecuaciones de estados y modelos de actividad a ser posiblemente
seleccionadas.
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
S
O
D
VA
Figura 3.2. Selección del modelo termodinámico en el simulador ASPEN
HYSYS.
Seguido de ello, se identificaron los equipos y columnas involucradas las
cuales se encuentran en la base de datos del simulador ASPEN HYSYS 7.2,
dentro de las cuales se seleccionaron flow streams, liquid extractor, destilation
columns, short-cut destilation colum, reflux, heat exchangers, coolers, heaters,
mixers, y separators mediante la revisión documental del diagrama de proceso
expuesto en la bibliografía del proceso CAROM.
78
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
Figura 3.3. Selección de equipos e introducción de los flujos de
D
procesos en el simulador ASPEN HYSYS.
Para el desarrollo de la sección de extracción del proceso CAROM, se fue
introduciendo las corrientes iniciales del proceso como la alimentación de
reformado catalítico, solvente y una mezcla de reciclo de hidrocarburos las
cuales han de entrar en la primera columna de extracción líquido-líquido (C201). Estas corrientes de procesos se encuentran definidos en las bibliografías.
Luego, siguiendo el diagrama del proceso CAROM, se fueron llevando los
productos a las condiciones necesarias para su siguiente configuración, como
en el caso del solvente rico que, como producto fondo de la extractora C-201 y
conteniendo los hidrocarburos aromáticos arrastrados del contacto con el
disolvente afín a los mismos, necesita precalentarse antes de entrar a la
segunda columna destiladora (C-202) con el fin de provocar el flash inicial de la
misma.
79
En el caso del producto tope de la extractora, siendo este el refinado, se
dispuso a ponerlo en contacto con una corriente de agua y solvente
proveniente del separador del benceno-tolueno mediante una pequeña
columna extractora liquido-liquido (C-203) para permitir el lavado del mismo,
retirándole el solvente presente.
Para el diseño de la C-202, surgió como alternativa el dimensionamiento de
dos columnas (una short cut destilation seguido de una destilation column)
debido a la falta de datos para simular la columna C-202 original y de no poder
S
O
D
VA
representar los principios de destilación extractiva de ese modo. Y que
R
mediante la revisión de trabajos similares, aseguran la efectividad de ésta
alternativa.
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
D
De este modo, los hidrocarburos no aromáticos que se obtenidos en la
corriente de tope la C-202, se pasan por un separador que logre retirar el
posible solvente contenido en el, para así evitar pérdidas, y ser reciclado a la
columna extractora. Por el fondo se obtiene la mezcla de disolvente con
aromáticos para ser enviados a la destilation column, y obtener por el fondo ha
de ser enviada a una columna regeneradora de solvente (C-205), para
eliminarlos residuos presentes en él, y ser enviado como reciclo a la columna
extractora C-201.
Como producto principal de la columna C-202 (destilation column), se logró
obtener tener una corriente de tope libre de solvente y que contiene BTX
principalmente, que se envía a un separador para separar por densidad el
posible solvente y agua contenidos en la salida lateral.
Obtenido el producto de BTX se envío a la sección de fraccionamiento, la cual
constituidas por las columnas destiladoras de benceno y tolueno (C-301 Y C302 respectivamente), con el fin de lograr separar el producto deseado en cada
80
caso. Teniendo como resultado cuatro productos finales los cuales son refinado
final, benceno final, tolueno final y los demás hidrocarburos pesados de C8+.
Concluida la configuración de las corrientes de proceso y equipos en el
simulador, se obtuvo un modelo de simulación que representa el diseño original
del proceso CAROM para la obtención de Benceno-Tolueno con las purezas
descritas anteriormente, mediante el procesamiento de reformado catalítico.
S
O
D
VA
3.5.2.4. Validación del esquema de procesamiento con reformado
catalítico.
R
SE
E
R
S
O
H
C
EREdel modelo para conocer el rendimiento y desviaciones
necesaria una
Drevisión
Al obtener los resultados de la simulación construida anteriormente, fue
de dichos valores con el modelo de referencia de las bibliografías, para así dar
validez a la efectividad del proceso en la recuperación de compuestos
aromáticos.
Se decidió luego a experimentar el funcionamiento de esta tecnología CAROM
pero con el fin de lograr el procesamiento de PYGAS, modificando algunos
parámetros de diseño y condiciones de operación que permitan la obtención de
la pureza establecida.
3.5.2.5. Caracterización del flujo de PYGAS.
Para la identificación y definición de la nueva alimentación a tratar, se logró
mediante un análisis de las muestras en el área laboratorio de la planta con la
colaboración del personal que labora en esa área, se logró caracterizar el
PYGAS proveniente de Olefinas I y II con el uso del equipo de cromatografía
HP Hewlett Packard, modelo 5890A, Series II, y asimismo el empleo del
81
programa Chemstation, para realizar los análisis. Encontrándose los mismos
disponibles en el laboratorio de la planta.
Para llevar a cabo el análisis de la muestra de PYGAS, se aseguró que el
equipo cumpliese con una serie de características y ajuste de sus condiciones
como temperaturas de operación del equipo, rango de calentamientos, tiempo
de análisis de muestra, entre otros parámetros.
Finalizado el ajuste, se continuó con la limpieza la jeringa del cromatografo
S
O
D
VA
varias veces con hexano, heptano o cualquier disolvente orgánico libre de
agua.
R
SE
E
R
S
O
H
C
E la inyectadora varias veces con la muestra a analizar
Luego se procedió
a curar
DER
y sin sacar la punta de la aguja de la muestra, se succionó y expulsó el
producto de manera seguida con el fin de eliminar las burbujas de aire dentro
de la jeringa y, terminado eso, se siguió con la toma del volumen de 0,3 μl en el
caso de la muestra de PYGAS para inyectarla en el equipo.
Por último, se esperó el tiempo establecido para el análisis de la muestra, que
para el caso del PYGAS es de aproximadamente 50 minutos. Con los valores
obtenidos se comparó el cromatograma obtenido con el cromatograma de
referencia y se identificaron por los tiempos de retención los diferentes
componentes que aparecen en el cromatograma.
Los cromatogramas resultantes, aportan la composición actual del PYGAS
utilizada para la obtención de hidrocarburos aromáticos. Pero debido a la
presencia de numerosos hidrocarburos presentes que van desde los C4 hasta
C11+, tratándose alrededor de más de 148 compuestos. Fue necesaria una
reducción de la composición original ya que muchos no se encontraban en la
base de datos del simulador HYSYS, y al no presentarse o al considerarlo
82
como un compuesto hipotético, no sería posible la definición de su estructura
química.
Por ello, se fue seleccionando por tamaño de cadena carbonada, los
compuestos de mayor presencia y que estuviesen definidos para así, el
simulador no lanzara errores de convergencia por la presencia de compuestos
con falta de su estructura química. Realizando entonces, una normalización
que no desviara el comportamiento de la corriente de PYGAS original, se
obtuvo una nueva alimentación la cual siendo aprobada para su estudio por la
S
O
D
VA
empresa y siendo similar a la utilizada para la simulación de la planta, se
definió una composición de operación.
O
H
C
ERE
D
R
SE
E
R
S
3.5.2.6. Selección del modelo termodinámico para el PYGAS.
Luego de conocida la composición de PYGAS a manejar, su capacidad y
teniendo como referencia la mismas características para el disolvente a utilizar,
se dispuso a seleccionar el respectivo método termodinámico que identificara el
comportamiento de los compuestos anteriores.
Al igual que en el caso anterior, tratándose de la misma naturaleza de los
componentes ya trabajados, debido a que no se ha cambiado la naturaleza de
la alimentación compuesta por hidrocarburos aromáticos y no aromáticos, que
en este caso sería el más predominante el benceno que el tolueno, a diferencia
de la alimentación de reformado catalítico y también una notable presencia de
mayores compuestos livianos y pesados en la materia prima en el PYGAS.
3.5.2.7. Introducción de datos en el simulador para el PYGAS.
83
Seguido de la elección del modelo, se introdujeron estos nuevos componentes
que conforman la alimentación, los cuales estaban contenidos en la data del
simulador ASPEN HYSYS 7.2, para la representación de los componentes
seleccionados para el flujo de PYGAS.
En este caso, al ser una nueva alimentación y propiedades físicas y químicas
totalmente diferentes a las originales, se buscará desarrollar las mejores
condiciones de operación con el fin de ver si resulta la convergencia de este
proceso CAROM para procesar PYGAS.
S
O
D
VA se llevó a cabo una
Para el caso inicial, en la columna extractora liquido-liquido,
R
E
ES de disolvente y de reciclo es
R
estimación acerca de qué cantidad
necesaria
S
O
H
C
necesaria para llevar a
cabo
la
separación de los compuestos aromáticos en el
E
R
E
D
solvente, por lo tanto se tomaron como referencia las relaciones másicas
iniciales utilizadas para el reformado catalítico.
Finalmente, luego de obtenido los resultados respectivos de la simulación, se
determinaron parámetros de rendimientos y porcentajes de desviación, como
con el fin de obtener los resultados para el procesamiento de PYGAS y ver si
existe factibilidad técnica para su desarrollo.
3.5.3. FASE III: Comparación de los resultados obtenidos de los modelos
de simulación propuestos.
Obtenido los resultados de las simulaciones, se dispuso a establecer las
respectivas comparaciones, diferencias y semejanzas
que se consiguen al
emplear el proceso CAROM con reformado catalítico y con PYGAS.
Para ello se establecen comparaciones sección por sección para reflejar los
valores resultantes en cada caso, y ver que semejanzas y diferencias se hacen
84
presentes en los modelos, para lo cual se empleó una serie de matrices para
reflejar distintos aspectos como:
En la sección de extracción: La cantidad de compuestos aromáticos por el
solvente rico, la cantidad de hidrocarburos no aromáticos presentes en el
refinado y la cantidad de solvente obtenida para su regeneración y su
recirculación.
En la sección de fraccionamiento: La cantidad de benceno final obtenida y su
S
O
D
VA
pureza, cantidad de tolueno final y su pureza, cantidad de pesados obtenidos y
R
SE
E
R
S
del refinado con sus purezas respectivas.
Para ello
O
H
C
E
se utilizaron
DER los valores
bibliográficos de referencia del proceso
CAROM y los valores obtenidos en las simulaciones y mediante la siguiente
fórmula se estableció el margen de error encontrado en cada uno de los casos.
(Ec.3.1)
3.5.4. FASE IV: Determinación la rentabilidad del proyecto.
Con el fin realizar la evaluación económica del proceso CAROM y así
determinar su factibilidad económica, fue necesario el conocimiento y
evaluación de ciertos factores determinantes que permitan evaluar la
posibilidad de implantación en caso de resultar positivo el logro de la pureza de
99,99% de benceno como producto final.
Mediante la aplicación del estimado de costo de Clase V, se establecieron los
siguientes pasos:
85
3.5.4.1. Obtención de los precios referenciales de la materia prima,
solvente y productos finales.
Con el fin de conocer el costo de la materia prima y del solvente, es necesario
conocer su precio de adquisición. Por ello fueron ubicados los precios
referenciales del PYGAS y el precio de
la mezcla de disolvente
(Tetraetilenglicol, éter de glicol, agua), los cuales fueron aportados por el área
de suministro de la planta.
S
O
D
VA
De igual manera fueron obtenidos los precios de los productos finales
R
(benceno, tolueno. pesados C8+, refinado), de manera de conocer los ingresos
SE
E
R
S
a obtener por la implantación del proceso.
O
H
C
ERE
D
3.5.4.2. Estimado de costos de inversión total y costos de mantenimiento
del proceso CAROM.
Se consultó acerca de los costos de inversión capital y costos de producción
total del proceso CAROM para la capacidad original diseñada en su respectivo
año.
Para ello, fue necesario utilizar una ecuación que permitiese obtener un
estimado de costo aproximado para diferentes capacidades de una planta de
un mismo producto. Esta ecuación viene dada por una relación entre el costo
de la planta y su capacidad, y se presenta a continuación:
(Ec.3.2)
Donde,
86
C1 = costo de la planta (original)
C2 = costo de la planta (actual)
Q1 = capacidad de la planta (original)
Q2 = capacidad de la planta (actual)
n = coeficiente o exponente
El valor del anterior exponente, se encuentra definido dependiendo de la
especificación del equipo. De no conocerse se adopta un valor generalizado
para el mismo.
S
O
D
VAcapacidad para aquel
Al conocer el costo que representa el proceso a nuestra
R
E
S
Eactualidad
R
periodo de tiempo, se debió trasladar
a la
para compararse con los
S
O
H
C Para cumplir ese propósito, fue utilizada la
precios actuales de E
estudio.
R
E
D
siguiente ecuación que hace utilidad de los índices de costos, los cuales se
pueden obtener de distintas fuentes para cada año. En este caso se usó los
índices de la PEP (Process Econmomic Program), resultando así el empleo de
la siguiente ecuación:
(Ec. 3.3)
Dónde:
Ct = Costo estimado en el momento presente
Co = Costo en el momento anterior to
It= Valor del índice en el momento t
Io = Valor del índice en el momento to
Obtenidos los ajustes de capacidad y al tiempo de estudio, fue correcta la
inclusión de gastos adicionales en la inversión inicial del proceso CAROM, ya
que éste es un proceso implantado en el exterior, exactamente en la costa del
golfo de Estados Unidos, por lo que se adiciona unos impuestos de
87
nacionalización de equipos, de transporte de materiales, equipos y unos costos
adicional de instalaciones. Todos estos parámetros siendo fijados mediante la
revisión documental.
3.5.4.3. Determinación de la rentabilidad del proyecto.
Con los costos actuales para la tecnología CAROM para el procesamiento de
PYGAS, fue necesario establecer comparaciones de los costos y ganancias
llevados a cabo actualmente en la planta de PYGAS de Química Venoco C.A, y
S
O
D
VA
así dar a conocer las mejoras a obtener con la implantación de esta tecnología
R
SE
E
R
S
en la obtención del benceno y los demás compuestos aromáticos.
O
H
C
Para ello se D
empleó
un diferencial para los costos laborales, de servicios e
ERE
ingresos obtenidos mediante la siguiente expresión:
(Ec.3.4)
Seguido de obtenerse estos valores, es necesario el cálculo de la utilidad antes
de impuestos (UAI) para dar inicio al cálculo de la rentabilidad del proceso.
Para ello se utilizó la Ecuación (2.1).
Para lograr obtenerse la utilidad de impuestos (UDI), se calculó primero los
impuestos sobre la renta (ISR) con la Ecuación (2.3) y utilizando la tasa de
impuesto fijada por la ley. Obtenido el valor de ISR, fue posible el cálculo de la
UDI mediante la Ecuación (2.2).
Con el fin de determinar el valor de depreciación del proyecto, se utilizó la
Ecuación (2.5), una vez asignados la vida útil del proceso CAROM y
determinado su valor de salvamento respectivo.
88
Conseguido la depreciación a obtener de esta tecnología CAROM, es posible
determinar los flujos de netos de caja a obtener con la implantación del
proceso. Para ello la expresión utilizada es la siguiente:
Flujo de caja= UDI + Depreciación
(Ec. 3.5)
Con este valor, y con el conocimiento de la inversión inicial del proyecto es
posible determinar los indicadores de rentabilidad de proyectos como el valor
S
O
D
VA
presente neto (VPN), la tasa de interés de retorno (TIR) y el período de
R
SE
E
R
S
recuperación (PR) como indicadores de la rentabilidad del proyecto.
O
H
C
ERE
D
El cálculo del VPN se llevó a cabo utilizando la Ecuación (2.6) para lo que fue
necesario el establecimiento de la tasa mínima aceptable de retorno (TMAR).
Para determinar el valor de la tasa de interés de retorno (TIR), se utilizó la
misma expresión del VPN considerándolo a este 0. Se utilizó para ello la
Ecuación (2.7).
Por último, para determinar el tiempo de recuperación de la inversión, se
recurrió a la Ecuacion (2.8), para determinar este período.
Con estos resultados, y con lo establecido por la planta Quimica Venoco C.A,
se ha de establecer si la implantación del proceso CAROM resulta factible
económicamente, en caso de haberse conseguido su factibilidad técnica en las
fases anteriores del proyecto.
89
CAPITULO IV
ANÁLISIS DE RESULTADOS
En esta sección se presentarán a continuación los resultados obtenidos
en el presente proyecto de investigación de acuerdo a los objetivos planteados:
4.1. Fase I: Definición de las bases y criterios de diseño.
S
O
D
VA
Para el desarrollo de esta fase, fue necesario el establecimiento de los
R
SE
E
R
S
parámetros ya mencionados anteriormente, los cuales se definieron de la
O
H
C
ERE
siguiente manera:
D
a) La capacidad de alimentación para la obtención de los hidrocarburos
aromáticos mediante el procesamiento de reformado catalítico fue la
señalada en la base de diseño original del proceso CAROM, la cual
establece un flujo de 1051 TMD (equivalente a 43,793 Kg/h).
Con respecto a la capacidad de alimentación de PYGAS a manejar, resultó
de 160 TMD (equivalente a 6,667 Kg/h). Esta alimentación es la utilizada
actualmente en la planta y con la cual se obtienen aproximadamente un
57% de benzol como producto final. Por esta razón, con el fin de mejorar
las condiciones actuales del proceso de obtención de aromáticos, se
manejará esta capacidad.
b) La composición de la corriente de la mezcla de disolvente de igual manera
se estableció para los esquemas manejados, inicialmente trabajando con
reformado catalítico y luego con el PYGAS para el cual, en este caso, se
varió la cantidad y composición del disolvente con respecto a la
90
composición establecida para el reformado catalítico según el reporte 182A
del Centro de Investigación de Stanford, puesto se manejan condiciones
operación totalmente diferentes.
De tal manera que resultaron las siguientes composiciones para el
procesamiento de reformado catalítico:
Tabla 4.1. Composición típica de la mezcla de disolvente para el reformado
catalítico (prefraccionado).
Fracción
ER másica
S
E
0.812
SR
Componentes
Tetraetilenglicol
Concentrado CAROM
(Metoxitriglicol)
Agua
O
H
C
ERE
D
S
O
D
VA
0.143
0.045
c) En el desarrollo del modelo de simulación en el caso del reformado
catalítico se llevó a cabo un constante chequeo de las condiciones de
operación indicada en las bibliografías, las cuales aportan ciertos datos de
temperaturas, presiones, números de platos existentes en las torres, entre
otros, las cuales fueron utilizados para cumplir con la mayor exactitud del
proceso y así aportar una mayor validez al momento de experimentar el
proceso CAROM mediante el procesamiento de la corriente de PYGAS.
d) El simulador de procesos utilizado fue ASPEN HYSYS 7.2, debido a ser el
simulador comercial utilizado en la planta y además de contarse con la
licencia de dicho programa. Con respecto a los modelos de simulación,
obtener errores en el establecimiento de las comparaciones entre 5-10%
máximo.
91
e) Se estableció el alcance de la pureza del producto de benceno como
mínimo a 99% p/p. Además se manejo un estimado de costo clase V, por lo
que se ajustó una TMAR de 15%, la vida útil del proceso CAROM de 15
años, una tasa de interés de ISR del 30% anual y un valor de salvamento
nulo. Adoptando éstos parámetros, los indicadores de rentabilidad a
obtener deberán ser un VPN mayor a 0, una TIR resultante mayor a la
TMAR y un período de recuperación entre 2 a 3 años máximo. Todo ello
basándose en un estimado de costo de clase V. Con el cumplimiento de
estos indicadores se asegura la factibilidad económica del proceso
CAROM.
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Apreciando el diagrama de flujo de procesos de CAROM en las figuras (2.3) y
O
H
C
ERE
(2.4). Por lo que, ubicando las condiciones de operación aportados por el
D
reporte 182A para el procesamiento del reformado catalítico, se desarrollan las
siguientes tablas:
Tabla 4.2. Bases de diseño de la columna de ELL (C-201) para el
procesamiento de reformado catalítico.
C-201
Temperatura (ºC)
Flujo (kg/h)
Alimentación
Reciclo
Solvente Pobre
Solvente Rico
Refinado
Plato de entrada
(alimentación)
Plato de entrada
(Reciclo)
Plato de entrada
(Solvente pobre)
Relación
reciclo:alimentacion
Relación
solvente:alimentacion
N° de platos totales
Tipo de platos
74
71
74
-
43 793
9 386
122 619
156 610
19 188
-----90
1
0.214
2.8
90
Bandeja especiales tipo tamiz.
92
% p/p Tetraetilenglicol
en solvente
% p/p Concentrado
CAROM en solvente
% p/p Agua en el
solvente
81.2
14.3
4.5
Tabla 4.3. Bases de diseño de la columna stripper (C-202) para el
procesamiento de reformado catalítico.
C-202
Solvente Rico
Vapor de agua
Salida lateral
BT Recirculado
Temperatura
(tope)
Temperatura
(fondo)
Presión (tope)
Presión (fondo)
Plato de entrada
(Solvente rico)
Plato de entrada
(Vapor de agua)
Plato de entrada
(Solvente
regenerado)
Plato de entrada
(BT-recirculado)
Relación másica
vapor:Bt extracto
N° de platos
totales
Temperatura
(ºC)
88
----43 ºC
R 156 610
SE
E
R
S
O
H
C
E
DER
S
O
D
VA
Flujo (kg/h)
5 765
-------
---154 º C
172.325 kpa
117.181 kpa
Tope
70
70
--0.123
70
93
Tabla 4.4. Bases de diseño de las columnas restantes para el procesamiento
de reformado catalítico.
Parámetros
C-203
(Columna
de lavado
de
refinado)
C-204
C-205
(Columna
(Columna
despojadora regenadora
de agua)
de
solvente)
C-301
(Columna
de
Benceno)
C-302
(Columna
de
tolueno)
Temperatura 53 ºC
(Tope)
Temperatura
--(Fondo)
Presión
(Fondo)
482.5 kpa
---
---
---
---
---
---
141 ºC
Nº de platos
16
10
---
S
O
H
EC
DER
168 ºC
S
DO
R
VA
220.5 kpa
R
E
S
E
--4
60
213.7 kpa
50
4.2. Fase II: Desarrollo de modelos de simulación que representen el
proceso CAROM para el procesamiento de reformado catalítico y de
PYGAS.
Fue necesario definir los componentes que integran de la materia prima para
inicial con el diseño del modelo de simulación. Mediante la revisión documental,
se estableció la siguiente composición reflejada en la Tabla 4.5.
Tabla 4.5. Composición típica de la alimentación de reformado catalítico
(prefraccionado).
Componentes
Peso
molecular
Parafina C5
Parafina C6
Parafina C7
72
86
100
Flujo
Másico
(kg/h)
52.16
7 131.49
8 104.92
Fracción
Másica
1.191e-3
0.163
0.185
94
Tabla 4.5. Continuación
Parafina C8
Parafina C9
Metilciclopentano
Metilcilohexano
Benceno
Tolueno
Etilbenceno
Xilenos
Total
114
128
84
98
78
92
106
106
92.43
3 193.79
4.08
259.91
408.69
4 202.604
19 274.82
374.22
581.968
43 793
7.293e-2
9.322e-5
5.935e-3
9.332e-3
9.596e-2
0.4448
8.543e-3
1.328e-2
1.000
S
O
D
A
V
C5 hasta C9, se seleccionaron los hidrocarburos
lineales de esas cadenas
R
E
ESn-octano y n-nonano) debido a la
R
respectivas (n-pentano, n-hexano,S
n-heptano,
O
H
C
falta de informaciónR
que
no
especifica
si se trata de derivados de esas cadenas
E
E
D
de alcanos. De igual manera se seleccionó los xilenos distintos xilenos
Se debe destacar que para la representación de las parafinas presente desde
presentes en la base de datos del simulador HYSYS (o-xileno, m-xileno y pxileno).
Luego, se identificó la composición que deberá poseer la mezcla de disolvente
a utilizar para cumplir de manera satisfactoria el arrastre de compuestos
aromáticos presentes en el reformado catalítico, esto reflejado en la tabla 4.6.
Tabla 4.6. Composición típica de la mezcla de disolvente para el reformado
catalítico (prefraccionado).
Componentes
Tetraetilenglicol
Concentrado
CAROM
(Metoxidiglicol)
Agua
Total
Peso
molecular
194
124
Flujo Másico
(kg/h)
99 569.28
17 534.36
Fracción Másica
18
112
5 518.04
122 619
0.045
1.000
0.812
0.143
95
Al definir los compuestos presentes en el reformado catalítico y en el
disolvente, se ingresó al simulador y se introdujo los componentes y debido a la
falta de datos con respecto a estructura químicas de compuestos como en el
caso del metoxidiglicol, se empleó el método ELL-UNIFAC para la estimación.
Luego el simulador exige la selección del modelo termodinámico para asignarlo
en la base de datos del simulador ASPEN HYSYS 7.2,
Se seleccionó la ecuación NRTL (non random two liquid) debido que se
ajustaba más al rango de aplicabilidad de los sistemas y los datos de equilibrio
S
O
D
VA
en función de la temperatura, presión, tipo y cantidad de componentes y a la
naturaleza de la mezcla tratadas en el proceso.
R
SE
E
R
S
Son presentados a continuación el diagrama del proceso en la Figura (4.1)
O
H
C
ERE
desarrollado por el simulador para reformado catalítico y los resultados
D
obtenidos de la simulación con reformado catalítico en ASPEN HYSYS 7.2,
siendo éstos comparados por secciones y flujos originales del proceso CAROM
con la finalidad de visualizar las desviaciones obtenidas por columnas y
secciones, para así validar el modelo desarrollado.
Figura 4.1. Diagrama de proceso del modelo desarrollado para la simulación
con reformado catalítico.
96
Tabla 4.7. Flujos másicos de la columna de ELL (C-201) en la sección de
extracción con reformado catalítico.
Componentes
Benceno
Tolueno
Etilbenceno
Xilenos
Tetraetilenglicol
Concentrado CAROM
(Metoxidiglicol)
Agua
% p/p Hidrocarburos
aromáticos
% p/p Solvente
Solvente rico
original
(kg/h)
6 496.45
23 030.63
400.98
597.844
99 566.56
Solvente rico de
la simulación
(kg/h)
6 496.648
23 051.278
409.574
612.28
99 542.86
17 534.36
5 513.15
16 407.99
5 514.519
19.491
R
SE
E
R
S
O
H
C
Componentes
RE C5
DEParafina
Parafina C6
Parafina C7
Parafina C8
Parafina C9
Metilciclopentano
Metilcilohexano
% p/p Hidrocarburos No
aromáticos
S
O
D
VA
19.642
78.294
Refinado
original (kg/h)
52.164
7 131.49
8 103.56
3 188.35
4.08
259
400.07
78.0515
Refinado de la
simulación (kg/h)
52.158
6 849.45
8 199.49
3 297.29
3.949
216.01
396.23
99.744
99.444
Tabla 4.8. Flujos másicos de las columnas strippers (C-202 y C-203) en la
sección de extracción con reformado catalítico.
Componentes
Benceno
Tolueno
Etilbenceno
Xilenos
% Hidrocarburos
Aromáticos
Componentes
BencenoTolueno
(kg/h)
9 260
42 900
806
1 251
99.566
BencenoTolueno de
la simulación
(kg/h)
9 589.187
50 818.507
902.935
1 342.4707
98.457
Reciclo
Reciclo de
Hidrocarburos
Hidrocarburos
simulación
(kg/h)
(kg/h)
97
Tabla 4.8. Continuación.
Parafina C5
Parafina C6
Parafina C7
Parafina C8
Parafina C9
Metilciclopentano
Metilcilohexano
% Hidrocarburos
No aromáticos
Componentes
D
22.308
2 063.578
1 101.56
0
0
143.467
71.194
25.091
Solvente para
recirculación
(kg/h)
995.652
27.797
Solvente para
recirculación
(kg/h)
99 515.304
100
99.99
S
O
D
A
V193.52
175.543 ER16
ES
R
S
0
O 55.33
Tetraetilenglicol
Concentrado
CAROM
(Metoxidiglicol)
Agua
% p/p Solvente
H
C
E
ER
22.68
1 783.555
1 216.101
248.572
0
99.792
82.101
Tabla 4.9. Flujos másicos de la columna de benceno (C-301) en la sección de
fraccionamiento con reformado catalítico.
Componentes
Benceno
final (kg/h)
Benceno
% p/p benceno
% p/p
Hidrocarburos
Aromáticos
4 198.521
99.94
Benceno final
de la
simulación
(kg/h)
4 337.309
99.03
99.946
99.044
Tabla 4.10. Flujos másicos de la columna de tolueno (C-302) en la sección de
fraccionamiento utilizando reformado catalítico (tope).
Componentes
Tolueno
final (kg/h)
Tolueno final
de la
simulación
(kg/h)
98
Tabla 4.10. Continuación.
Benceno
Tolueno
% p/p tolueno
% p/p
Hidrocarburos
Aromáticos
1.814
19 440.842
99.88
2.145
23 053.123
99.01
99.927
99.299
Tabla 4.11. Flujos másicos de la columna de tolueno (C-302) en la sección de
S
O
D
VA
fraccionamiento utilizando reformado catalítico (fondo).
ER
S
E
Pesados C8+
SR
O Pesados C8+
H
C
final (kg/h)
ERE
D
Componentes
Etilbenceno
Xilenos
% p/p c8+
% Hidrocarburos
Aromáticos
365.6016
567.453
98.045
final de la
simulación
(kg/h)
322.581
604.453
79.350
99.99
79.350
Con la obtención de los resultados de la simulación del proceso CAROM, y
comparados con los valores propuestos de las bibliografías para el
procesamiento de reformado catalítico, se ha de señalar los siguientes
aspectos:
1) En la composición del disolvente, más específicamente el concentrado de
CAROM, la bibliografía no aporta datos específicos sobre el éter de glicol
utilizado en el diseño original del proceso, por lo que con la revisión de la
patente de Forte (1991), se seleccionó el metoxidiglicol como agente
componente del disolvente orgánico, debido a buenos resultados en
similares
operaciones
de
arrastre
de
hidrocarburos
condiciones de temperatura y presiones llevadas a cabo.
aromáticos
y
99
2) En el diseño de la columna de extracción líquido-líquido (C-202) se
consiguen resultados un tanto parecido con respecto a los flujos, sin
embargo se nota la variación de ciertos valores que han de ser debido a
ciertos factores como:

No se señalan rango de presiones en la columna, por lo que la
selección de este parámetro marca un factor determinante en el
diseño de la misma.

La presencia del metoxidiglicol (presente de mayor manera en el
S
O
D
VA
solvente rico), que podría deberse a no ser específicamente el
R
SE
E
R
S
compuesto de la mezcla de disolvente que cumpla con mayor
O
H
C
ERE
exactitud esa función de arrastre deseada.
D

Se
nota
una
diferencia
en
cuanto
a
la
distribución
del
metilciclopentano, siendo éste el más apreciable, dentro de la
corriente de reformado catalítico, y esto se debe a lograrse una
mejoría en la separación de estos hidrocarburos no aromáticos con
las condiciones y configuraciones establecidas.

En la bibliografía faltan de datos de detalle de diseño interno de la
columna ELL, de haber sido el caso, se hubiese podido seleccionar
estos parámetros mencionados dentro del simulador Aspen Hysys
para su dimensionamiento.
3) Para la simulación de la columna C-202, no se consiguió el desarrollo de
una torre de destilación con dichos principios de destilación al vapor y
destilación extractiva conjuntamente por lo que, mediante revisión
bibliográfica del los resultados de Forte (1991) y Borhot (2013), se
consiguió simular dicho principios mediante el empleo de una destilación
100
fraccionada compuesta por 2 columnas destiladoras, una columna (shortcut destilation, seguida de una destilation column).
Es por ello que con el apoyo de dicha revisión, se optó a simular de esta
manera la columna de despojamiento como se explicó previamente. En
general se obtuvo el cumplimiento de los principios de separación y
obtención de los aromáticos presentes.
4) En la sección de fraccionamiento, se logran valores aproximados con
respecto al arrastre de aromáticos como en el caso de los productos en la
S
O
D
VA
columna de benceno y tolueno. Pero se aprecia en el fondo de la columna
R
de tolueno, un bajo porcentaje de los hidrocarburos pesados C8+, debido al
SE
E
R
S
arrastre indeseado de la mezcla de disolvente.
O
H
C
ERE
D
A pesar de los distintos valores de desviaciones resultados y teniendo en
cuenta la numerosa falta de datos de diseño y condiciones de operación
necesarios, la simulación cumplió de manera efectiva el obtener los
hidrocarburos aromáticos, y se lograron calidades en los productos finales de
benceno y tolueno muy aproximados a los propuestos del proceso CAROM.
Por lo que la empresa decidió aprobar la experimentación con el PYGAS,
teniendo en cuenta las diferentes condiciones a manejarse y basándose en los
principios de operaciones unitarias encontradas en el proceso CAROM, y
probar su funcionamiento pasa así conseguir el desarrollo del nuevo modelo de
simulación.
Para el modelo de PYGAS, se obtuvo una nueva alimentación la cual resulta de
la caracterización hecha para reducir la gran cantidad de compuestos del
PYGAS para así, siendo aprobada por la empresa y resultada similar a la
utilizada para la simulación original de la planta, se definió la siguiente
composición.
101
Tabla 4.12. Composición de la corriente de PYGAS.
Componentes
n-butano
i-pentano
Tert-pentano
3-3-dimetilbuteno
2-2-dimetilbutano
Ciclopenteno
Ciclopentano
2-metilpentano
n-hexano
Metliciclopentano
4-4-dimetil-1-pentano
2-4-dimetilpentano
Benceno
Ciclohexano
Ciclohexeno
n-heptano
Metilciclohexano
Etilciclopentano
Tolueno
3-4-dimetlihexano
n-octano
Etilbenceno
m-xileno
p-xileno
o-xileno
n-nonano
1-metil-3-etilbeceno
n-undecano
Naftaleno
Total
Peso Molecular
58.1240
72.1510
70.1350
84.1619
86.1779
68.1184
70.1350
86.1779
86.1779
84.1619
98.1890
100.205
78.1100
84.1600
82.1454
100.205
98.1890
98.1890
92.1408
114.232
114.232
106.166
106.666
106.666
106.666
128.259
120.194
156.313
128.173
80.9400
O
H
C
ERE
D
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Fracción másica
0.0121
0.0382
0.0500
0.0118
0.0179
0.0143
0.0500
0.0148
0.0212
0.0178
0.0042
0.0057
0.5200
0.0074
0.0084
0.0033
0.0024
0.0041
0.1177
0.0024
0.0022
0.0400
0.0050
0.0024
0.0031
0.0010
0.0054
0.0160
0.0012
1.0000
A diferencia de la elaboración del modelo anterior, esta vez se estimó de
manera arbitraria, la nueva corriente de solvente a ser utilizada para el PYGAS,
teniendo como referencia la cantidad utilizada para separar cierta cantidad de
compuestos aromáticos presente en el reformado catalítico.
Igualmente, se realizó con la corriente de reciclo de hidrocarburos. La cual,
después de establecerse las primeras corridas de la simulación llevando a cabo
previamente el establecimiento de los equipos y columnas diseñados para el
102
proceso CAROM, se vio ajustándose de iteración a iteración una corriente
definitiva tanto para el reciclo de hidrocarburos, así como en el caso de como la
corriente de solvente pobre, siendo estás alimentaciones de la columna de ELL
(T1).
Los resultados obtenidos para el procesamiento de PYGAS con el proceso
CAROM son los siguientes:
D
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
S
O
D
VA
Figura 4.2. Diagrama de proceso del modelo desarrollado para la simulación
con PYGAS.
103
Tabla 4.13. Flujos másicos en la T1 (ELL) en la sección de extracción con
PYGAS.
Flujos(kg/h)
Solvente
pobre
0,284
4,54E-4
1,257
0,0176
1,36E-3
2,309
0,633
1,36E-3
1,36E-03
0,008
46,883
0,322
198,411
7,964
2,944
247,373
215,909
3,049
2,946
9,516
Solvente
rico
47,427
0,327
200,568
8,023
2,947
250,768
217,694
3,054
2,951
9,579
2,24E-04
0,309
0,313
28,000
38,005
3467,209
49,340
56,008
22,003
16,002
27,337
784,789
16,002
14,668
266,708
33,338
16,002
20,669
6,667
3,46E-05
3,03E-05
4,21E-3
3,08E-15
9,89E-06
4,81E-06
1,52E-06
2,44E-09
5,67E-09
6,03E-10
7,39E-06
1,07E-04
6,35E-05
0,004082
3,48E-15
0,162
0,010
4,355
1,47E-07
0,061
0,018
0,596
1,40E-07
1,23E-04
1,27E-05
1,19E-12
0
0
0
2,63E-10
0,161
3467,22
5,085
0,512
0,069
0,056
0,282
784,789
0,039
0,022
265,577
33,327
15,996
20,665
0,010
38,006
6,03E-06
48,605
55,495
21,995
15,964
27,061
5,99E-06
15,962
14,645
1,130
0,010
0,005
0,008
6,656
36,005
106,683
7,331
0
6,837
2,54E-10
1,71E-09
17900,68
0
2,13E-19
3,54E-23
0
24,013
5,85E-05
1,53E-09
17897,53
12,675
106,683
7,334
3,153
0
0
6667,044
4862,88
957,924
19350,11
0
0,297
740,547
460,349
957,921
24677,35
25,934
0,296
2080,349
Componentes
PYGAS
n-butano
i-pentano
Tert-pentano
3-3-dimetilbuteno
2-2-dimetilbutano
Ciclopenteno
Ciclopentano
2-metilpentano
n-hexano
Metliciclopentano
4-4-dimetil-1pentano
2-4dimetilpentano
Benceno
Ciclohexano
Ciclohexeno
n-heptano
Metilciclohexano
Etilciclopentano
Tolueno
3-4-dimetlihexano
n-octano
Etilbenceno
m-xileno
p-xileno
o-xileno
n-nonano
1-metil-3etilbeceno
n-undecano
Naftaleno
Tetraetilenglicol
Concentrado
CAROM
Agua
Total (kg/h)
80,679
254,706
333,385
78,678
119,351
95,348
333,385
98,682
141,232
118,639
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE28,004
D
Reciclo
Refinado
80,420
254,701
332,487
78,637
119,349
94,262
332,233
98,677
141,351
118,594
104
Tabla 4.13. Continuación.
Temperatura (ºC)
78
Presión (kpa)
332.1
Temperatura Tope (ºC)
Temperatura Fondo (ºC)
Presión Tope (kpa)
Presión fondo (kpa)
Número de platos
Plato de entrada de PYGAS
Relación másica
reciclo:alimentacion
Relación másica
solvente:alimentacion
62.07
296.4
70
66..36
330.9
337.8
62.09
66.36
296.4
337.8
25 platos
Plato 20
62.09
296.4
2.9
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
0.244
Tabla 4.14. Composiciones másicas resultantes en la T1 (ELL) en la sección de
D
extracción utilizando PYGAS.
Fracción másica
% Hidrocarburos
Aromáticos
% Hidrocarburos
No aromáticos
% Solvente
Solvente
rico
Refinado
18.687
1.017
3.040
97.571
78.273
1.412
Tabla 4.15. Flujos másicos en la T2 (stripper) en la sección de extracción
utilizando PYGAS.
Componentes
n-butano
i-pentano
Tert-pentano
3-3-dimetilbuteno
Flujos(kg/h)
Salida para
Solvente +
Solvente
Reciclo de
Hidrocarburos
rico
Hidrocarburos
Aromáticos
47,427
47,427
7,21E-20
0,327
0,327
3,18E-20
191,496
200,567
5,81E-4
8,023
8,023
7,12E-05
105
Tabla 4.15. Continuación.
2-2-dimetilbutano
2,947
Ciclopenteno
250,768
Ciclopentano
217,694
2-metilpentano
3,054
n-hexano
2,951
Metliciclopentano
9,615
4-4-dimetil-1pentano
0,313
2-4dimetilpentano
0,161
Benceno
3467,22
Ciclohexano
5,094
Ciclohexeno
0,512
n-heptano
0,069
Metilciclohexano
0,056
Etilciclopentano
0,282
Tolueno
784,789
3-4dimetlihexano
0,039
n-octano
0,022
Etilbenceno
265,577
m-xileno
33,327
p-xileno
15,996
o-xileno
20,665
n-nonano
0,010
1-metil-3etilbeceno
24,013
n-undecano
5,85E-05
Naftaleno
1,53E-09
Tetraetilenglicol
17897,53
Concentrado
CAROM
460,349
Agua
957,921
Total (kg/h)
24677.189
Temperatura
66.36
(ºC)
Presión (kpa)
34.30
Temperatura Tope (ºC)
Temperatura Fondo (ºC)
Presión Tope (kpa)
Presión fondo (kpa)
Número de platos
Plato de entrada alimentación
4,58E-07
0,075
0,006
1,89E-05
3,06E-04
0,050
3,08E-01
0,002
1,62E-01
1,18E-02
4,416703
1,63E-07
6,12E-02
1,81E-02
5,90E-03
1,65E-07
7,67E-05
3467,208
0,678
5,13E-01
0,008
0,038
0,276
784.789
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
2,947
250,692
217,687
3,054
2,951
9,564
1,24E-04
1,30E-05
1,47E-12
0
0
0
2,96E-10
0.039
0.022
265.577
33,327
15,996
20,665
1,09E-02
0
2,73E-19
4,39E-23
0
24,013
5,85E-05
1,53E-06
17897,53
0
939,245
1687.470
460,349
18,679
22989.718
131
170.2
335.747
363.326
131
170.2
335.747
363.326
19 platos
Plato 17
106
Tabla 4.15. Continuación.
Reflujo mínimo
0.695
Tabla 4.16. Composiciones másicas resultantes en la T2 (stripper) en la
sección de extracción utilizando PYGAS.
Fracción másica
Salida para
Solvente +
Reciclo de
Hidrocarburos
Hidrocarburos
Aromáticos
% Hidrocarburos
Aromáticos
% Hidrocarburos
No aromáticos
%Solvente
% Hidrocarburos
No aromáticos
arrastrados
% Hidrocarburos
aromáticos
arrastrados
S
O
D
VA
R
SE
E
R
44.334
S
O
H
C
E
DER% Agua
7.123e-5
20.059
7.50e-3
55.659
0.081
0
79.852
99.999
----
----
99.999
Tabla 4.17. Flujos másicos en la T3 (stripper) en la sección de extracción
utilizando PYGAS.
Flujos(kg/h)
Solvente +
Corriente de
Componentes
Hidrocarburos
Aromáticos
Aromáticos
(BTX)
n-butano
6,8E-20
5,22E-20
i-pentano
3,18E-20
3,54E-20
Tert-pentano
5,81E-04
5,62E-04
3-3-dimetilbuteno
7,12E-05
7,12E-05
2-2-dimetilbutano
4,58E-07
4,58E-07
Ciclopenteno
0,075
0,075
Ciclopentano
0,006
0,005
Solvente
para
recirculación
5,58E-27
6,85E-27
6,71E-27
8,12E-27
8,35E-27
5,31E-27
6,62E-27
107
Tabla 4.17. Continuación.
2-metilpentano
1,89E-05
n-hexano
3,06E-04
Metliciclopentano
0,050
4-4-dimetil-1pentano
0,002
2-4dimetilpentano
7,67E-05
Benceno
3467,208
Ciclohexano
0,678
Ciclohexeno
0,512
n-heptano
0,008
Metilciclohexano
0,038
Etilciclopentano
0,276
Tolueno
784,789
3-4dimetlihexano
0,039
n-octano
0,022
Etilbenceno
265,577
m-xileno
33,327
p-xileno
15,996
o-xileno
20,665
n-nonano
0,010
1-metil-3etilbeceno
24,013
n-undecano
5,85E-05
Naftaleno
1,53E-06
Tetraetilenglicol
17897,53
Concentrado
CAROM
460,349
Agua
18,679
Total (kg/h)
22989.718
Temperatura
170.2
(ºC)
Presión (kpa)
342.6
Temperatura Tope (ºC)
Temperatura Fondo (ºC)
Presión Tope (kpa)
Presión fondo (kpa)
Número de platos
Plato de entrada
alimentación
8,3E-27
7,76E-27
7,85E-27
2,59E-03
9,48E-27
7,35E-05
3467,208
0,678
5,13E-01
8,62E-03
3,86E-02
2,76E-01
784,789
9,62E-27
1,42E-14
7,58E-27
3,27E-15
2,07E-36
9,16E-27
2,26E-30
2,35E-19
3,95E-02
2,27E-02
265,577
33.327
15,996
20,661
1,09E-02
2,10E-30
1,11E-26
7,35E-06
0,000107
6,35E-05
0,004
2,90E-22
23,334
5,85E-05
2,49E-11
1,590
0,679
2,51E-10
1,51E-09
17895,94
4,671
18,679
4637.533
455,6811
1,7E-27
18352.184
133.6
335.4
225.4
133.6
335.4
225.4
273.7
30 platos
273.7
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
1,89E-05
3,06E-04
0,050
Tope
108
Tabla 4.18. Composiciones másicas resultantes en la T3 (stripper) en la
sección de extracción utilizando PYGAS.
Fracción másica
% Hidrocarburos
Aromáticos
% Hidrocarburos
No aromáticos
%Solvente
Corriente de
Aromáticos
(BTX)
Solvente para
recirculación
99.327
0.003
0.136
0
0.537
99.997
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Tabla 4.19. Flujos másicos en la T6 (Columna de benceno) en la sección de
O
H
C
ERE
D
fraccionamiento utilizando PYGAS.
Flujos(kg/h)
Componentes
n-butano
i-pentano
Tert-pentano
3-3-dimetilbuteno
2-2-dimetilbutano
Ciclopenteno
Ciclopentano
2-metilpentano
n-hexano
Metliciclopentano
4-4-dimetil-1pentano
2-4dimetilpentano
Benceno
Ciclohexano
Ciclohexeno
n-heptano
Metilciclohexano
Etilciclopentano
Tolueno
Corriente de
Aromáticos
(BTX)
0,058
0,064
0,278
0,028
0,011
0,216
0,160
0,008
0,012
0,068
Reflujo
Columna T6
Tope
Columna T6
Tolueno + C8+
0,190
0,188
0,949
0,087
0,029
0,551
0,748
0,023
3,08E-02
0,124
0,249
0,253
1,227
0,116
0,041
0,768
0,909
0,032
0,043
0,193
4,4E-26
7,71E-28
3,67E-16
3,36E-14
2,09E-17
4,4E-14
6,35E-14
1,91E-14
1,63E-12
3,7E-09
0,006
6,03E-04
0,006
2,2E-07
0,001
3466,904
0,685
0,512
0,009
0,039
0,277
784,757
5,49E-04
4181,79
0,786
4,92E-01
1,13E-02
3,63E-02
6,35E-03
5,04E-01
0,001
7647,96
1,472
1,0
0,020
0,073
0,008
3,86E-01
2,87E-09
0,767945
1,87E-06
9,48E-04
2,99E-05
0,002
0,275
78,620
109
Tabla 4.19. Continuación.
3-40,039
dimetlihexano
0,023
n-octano
265,576
Etilbenceno
33,326
m-xileno
15,995
p-xileno
20,661
o-xileno
0,0112
n-nonano
1-metil-323,334
etilbeceno
5,85E-05
n-undecano
0,001
Naftaleno
0,747
Tetraetilenglicol
Concentrado
4,557
CAROM
0,058
Agua
4618.410
Total (kg/h)
107.5
Temperatura (ºC)
225.4
Presión (kpa)
Temperatura Tope (ºC)
Temperatura Fondo (ºC)
Presión Tope (kpa)
Presión fondo (kpa)
Plato de entrada de Alimentación
Plato entrada de reflujo
4,72E-06
3,20E-07
2,30E-06
1,89E-07
3,59E-08
2,35E-09
9,98E-14
1,5E-12
0
0
0
O
H
C
E
DER
4186.633
40
218.5
0,038
1,61E-07
6,40E-07
5,08E-08
9,03E-09
4,76E-10
1,77E-14
1,81E-13
0,023
265,576
33,326
15,995
20,661
0,011
23,334
6,80E-27
5,44E-27
8,16E-27
2,88E-23
5,85E-05
1,73E-03
0,747533
4,557
0,128
7654.852
106.1
218.5
106.1
148.9
218.5
232.3
40
Tope
9,25E-37
1150.191
148.9
232.3
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S 0,068
9,07E-22
3,01E-06
.
Tabla 4.20. Flujos másicos en la T7 (Columna de tolueno) en la sección de
fraccionamiento utilizando PYGAS.
Flujos(kg/h)
Componentes
n-butano
i-pentano
Tert-pentano
3-3-dimetilbuteno
2-2-dimetilbutano
Ciclopenteno
Ciclopentano
Tolueno +
C8+
4,4E-26
7,71E-28
3,67E-16
3,36E-14
2,09E-17
4,4E-14
6,35E-14
Reflujo
Columna T7
4,09E-28
6,8E-28
7,26E-19
2,86E-16
1,13E-20
4,26E-16
3,45E-16
Tope
Columna T7
4,4E-26
1,27E-27
3,67E-16
3,36E-14
2,09E-17
4,45E-14
6,35E-14
Corriente de
pesados (C8+)
1,85E-28
2,04E-28
2,18E-28
2,68E-28
2,81E-28
2,27E-28
2,22E-28
110
Tabla 4.20. Continuación.
1,91E-14
6,35E-17
2-metilpentano
1,63E-12
4,26E-14
n-hexano
3,7E-09
8,48E-10
Metliciclopentano
4-4-dimetil-12,2E-07
7,89E-08
pentano
2-42,87E-09
3,49E-10
dimetilpentano
0,767
2,28
Benceno
1,87E-06
1,7E-06
Ciclohexano
9,48E-04
3,29E-03
Ciclohexeno
0,002
1,17E-04
n-heptano
0,002
1,44E-02
Metilciclohexano
0,275
8,19E-01
Etilciclopentano
784,875
2274.43
Tolueno
3-40,039
6,89E-02
dimetlihexano
0,023
6,49E-02
n-octano
265,576
9,907
Etilbenceno
33,326
2,43E-01
m-xileno
14,634
8,26E-02
p-xileno
20,661
0,043
o-xileno
0,0112
5,85E-06
n-nonano
1-metil-323,334
0,001
etilbeceno
5,85E-05
6,35E-13
n-undecano
0,001
2,95E-13
Naftaleno
0,747
7,71E-19
Tetraetilenglicol
Concentrado
4,557
1,35E-07
CAROM
9,18E-37
4,4E-28
Agua
1150.191
2260.289
Total (kg/h)
Temperatura
148.9
40
(ºC)
232.3
218.5
Presión (kpa)
Temperatura Tope (ºC)
Temperatura Fondo (ºC)
Presión Tope (kpa)
Presión fondo (kpa)
Número de platos
Plato de entrada de Alimentación
2,81E-28
2,68E-28
8,62E-24
3E-07
4,54E-20
3,22E-09
3,044
3,57E-06
4,24E-03
1,47E-4
0,016
1,094
3,06E+03
R
1,41E-21
7,71E-13
5,9E-21
7,26E-15
3,4E-16
4,04E-12
3,45E-06
0,305
9,48E-02
8,62E-02
1,40E+01
0,404
0,148
0,074
9,43E-06
0,015
0,001
261,471
33,164
15,929
20,629
0,011
0,002
7,71E-13
3,72E-13
9,98E-19
23,333
5,85E-05
1,74E-03
0,747
1,57E-07
5,35E-28
3014.076
140.2
4,557
9,98E-30
381.577
173.6
218.5
239.2
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
1,91E-14
1,68E-12
4,54E-19
S
O
D
VA
140.9
173.6
218.5
239.2
34 platos
Plato 8
111
Tabla 4.20. Continuación.
Plato entrada de reflujo
Tope
Tabla 4.21. Flujos másicos de los productos finales del proceso CAROM
utilizando PYGAS.
Flujos(kg/h)
Componentes
Benceno Final
Tolueno Final
Pesados
C8+ Final
Ciclopenteno
Ciclopentano
2-metilpentano
n-hexano
Metliciclopentano
4-4-dimetil-1pentano
2-4dimetilpentano
Benceno
Ciclohexano
Ciclohexeno
n-heptano
Metilciclohexano
Etilciclopentano
Tolueno
3-4dimetlihexano
n-octano
Etilbenceno
m-xileno
p-xileno
o-xileno
n-nonano
0,512
0,642
0,019
0,025
0,158
2,49E-16
2,09E-16
2,27E-17
1,59E-14
4,94E-10
2,43E-28
2,5E-28
3,07E-28
3,04E-28
3,36E-24
88,796
536,651
95,879
134,225
114,868
0
0
0
0
4,58E-04
3385,742
0,835
0,312
0,012
0,026
0,004
0,365
2,49E-11
7,56E-01
6,44E-07
9,48E-04
4,54E-05
4,54E-03
2,65E-01
748,91
4,54E-23
8,16E-13
2,72E-21
7,71E-15
8,16E-16
8,16E-12
3,18E-06
2,99E-01
6,391
0,362
43,837
50,821
19,162
12,753
25,322
0,036
2,73E-06
1,95E-07
1,84E-06
1,32E-07
2,13E-08
1,58E-09
5,9E-14
2,10E-02
2,07E-02
3,42
7,44E-02
2,10E-02
0,012
1,63E-06
1,22E-02
1,44E-03
292.517
31,715
12,690
19,111
1,01E-02
12,752
12,763
2,634
0,017
0,008
0,012
6,381
S
O
D
n-butano
0,156
1,41E-28
1,77E-28
756,969
VA
R
i-pentano
0,154
2,22E-28SE 2,22E-28
242,801
E
R
Tert-pentano
0,778 OS2,72E-19
2,49E-28
344,410
H
C
3-3-dimetilbuteno
9,53E-17
2,99E-28
76,662
E0,072
R
E
2-2-dimetilbutano
0,024
3,81E-21
3,04E-28
115,054
D
Refinado Final
112
Tabla 4.21. Continuación.
1-metil-3etilbeceno
n-undecano
Naftaleno
Tetraetilenglicol
Concentrado
CAROM
Agua
Total (kg/h)
Temperatura
(ºC)
Presión (kpa)
9,07E-13
0
0
0
4,34E-04
2,95E-13
1,09E-13
2,18E-19
19,535
8,98E-05
2,22E-03
0,654
12,424
1,07E+02
8,37E+00
0,001
6,08E-22
0,055
3389.928
4,18E-08
1,63E-28
735.519
5,024
6,35E-29
381.577
1,389
0,667
2148.957
40
218.5
40
218.5
40
239.2
40
211.6
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
.
O
H
C
ERE
proceso CAROM utilizando PYGAS
Tabla 4.22. Composiciones másicas resultantes de los productos finales en el
D
Fracción másica
% Hidrocarburos
Aromáticos
% Hidrocarburos
No aromáticos
%Solvente
j
Benceno
Final
Tolueno Final
Pesados C8+
Final
Refinado
Final
99.93
99.50
98.44
1.110
0.069
0.50
0.002
98.712
0.001
0
1.468
0.172
% Pureza de
benceno final
% Pureza de
Tolueno Final
% Pureza de
C8+
% de
Hidrocarburos no
aromáticos en la
corriente de
Refinado
99.93
99.40
98.44
98.712
4.3. FASE III: Comparación de los resultados obtenidos de los modelos de
simulación propuestos.
113
Se presentan a continuación los porcentajes de de hidrocarburos tantos
aromáticos e hidrocarburos no aromáticos recuperados o presentes en las
corrientes principales del proceso, así como la posible cantidad de solvente que
puedan contener en cada caso. Y mediante el cálculo del porcentaje de error,
con la Ecuación (3.1), conocer que tan desviado se encuentran los resultados
de las simulaciones de los resultados originales de las bibliografías.
Tabla 4.23. Comparación de los valores de la bibliografía del proceso CAROM
con los resultados de las simulaciones.
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Sección de Extracción
Columna de ELL (C-201) (T1): Corriente Solvente Rico
O
H
C
Fracción másica RE
DE CAROM Original
% Hidrocarburos
Aromáticos
%Solvente
%Error
Hidrocarburos
Aromáticos
%Error Solvente
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
19.491
78.294
19.642
78.051
18.687
78.273
----
0.774
4.12
---0.3103
Sección de Extracción
0.026
Columna de ELL (C-201) (T1): Corriente Refinado
Fracción másica
%Hidrocarburos No
Aromáticos
%Error
Hidrocarburos No
Aromáticos
CAROM Original
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
99.744
99.444
98.795
----
5.734
0.951
Sección de Extracción
Columna Stripper (C-202) (T2-T3): Corriente Reciclo de hidrocarburos
Fracción másica
CAROM Original
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
114
Tabla 4.23. Continuación.
%Hidrocarburos No
Aromáticos
%Error
Hidrocarburos No
Aromáticos
25.091
27.797
44.334
---4.415
Sección de Extracción
76.69
Columna Stripper (C-202) (T2-T3): Corriente BTX
Fracción másica
CAROM Original
% Hidrocarburos
Aromáticos
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
99.566
98.457
%Error
Hidrocarburos
Aromáticos
S99.327
O
D
VA
ER
S
E
S R 1.113
O
H
C
E Sección de Extracción
----
DER
Simulación con
PYGAS
0.24
Columna Stripper (C-202) (T2-T3): Corriente de Solvente a Recirculación
Fracción másica
CAROM Original
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
%Solvente
99.999
99.999
99.997
---1.00e-5
Sección de Fraccionamiento
0.002
%Error Solvente
Columna de Benceno (C-301) (T6): Corriente de Benceno Final
Fracción másica
CAROM Original
% Hidrocarburos
Aromáticos
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
99.946
99.044
99.93
Hidrocarburos
Aromáticos
----
0.902
0.001
% Benceno
99.94
99.03
99.93
%Error Benceno
Final
----
0.910
0.01
%Error
Sección de Fraccionamiento
115
Tabla 4.23. Continuación.
Columna de Tolueno (C-302) (T7): Corriente de Tolueno Final
Fracción másica
CAROM Original
Simulación con
PYGAS
% Hidrocarburos
Aromáticos
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
99.927
99.299
99.50
Hidrocarburos
Aromáticos
----
0.628
0.427
% Tolueno
99.88
99.01
%Error Tolueno
Final
----
S 99.40
O
D
VA
%Error
R
E0.871
S
E
SR
O
H
C
ERE Sección de Fraccionamiento
D
0.4
Columna de Tolueno (C-302) (T7): Corriente de Pesados C8+Final
Fracción másica
CAROM Original
% Hidrocarburos
Aromáticos
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
99.99
79.35
98.51
%Error
Hidrocarburos
Aromáticos
----
20.64
1.485
% Pesados C8+
99.99
79.35
98.424
%Error C8+ Final
----
20.64
1.574
Sección de Sxtracción
Corriente de Refinado final
Fracción másica
CAROM Original
% Hidrocarburos No
Aromáticos
CAROM Simulación
con reformado
catalítico
Simulación con
PYGAS
99.74
99.44
98.718
----
0.301
1.039
%Error
Hidrocarburos
Aromáticos
116
En la corriente final de pesados, en el caso del reformado catalítico, se nota un
bajo porcentaje de compuestos C8+. Es razón de ello la presencia de
disolvente que ha sido arrastrado como impureza en el proceso de
fraccionamiento, esto ha podido ser causa a no alcanzarse el correcto proceso
de despojamiento de solvente en las columnas T2 y T3. Y, como se trata de
una alimentación con mayor capacidad que la de PYGAS, era requerida una
mayor exactitud en la simulación de la C-202 para evitar dicha concentración
de solvente al final.
S
O
D
VA
Sin embargo, los resultados poseen poco porcentaje de desviación con
R
SE
E
R
S
respecto a los originales del CAROM. Más especialmente en la corriente de
O
H
C
RE
resultando así el
de una parte del trabajo de investigación y el
DEcumplimiento
benceno final, en el que se alcanzó una pureza del benceno del 99.91% p/p,
deseado por parte de la planta Química Venoco C.A.
4.4. FASE IV: Determinación de la rentabilidad del proyecto.
Para dar inicio a la evaluación económica, se estableció el precio del PYGAS
que, ya conocida la capacidad de alimentación de 160 TMD (6667 kg/h), fue
posible determinar su costo. De igual manera con la cantidad necesaria de la
mezcla de disolvente reflejada en los resultados de las simulaciones y el precio
de cada uno de los componentes presentes en ella. Para el cálculo de valores
anuales se tomó en cuenta un factor de 0.9, por efecto de paradas de planta.
Tabla 4.24. Costos del PYGAS y del solvente.
Corriente
PYGAS
Precio del PYGAS (Materia Prima)
Precio
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
796.9
160
127,504
Precio del Tetraetilenglicol (Mezcla de disolvente)
Costo Total
($/año)
41,885,064
117
Tabla 4.24. Continuación.
Corriente
Tetraetilenglicol
(92.50% p/p)
Corriente
Metoxidiglicol
(2.55% p/p)
Precio
Referencial
$/TM
Capacidad
(TMD)
Costo Total
($/día)
3200
430
1,376,000
Precio del Metoxidiglicol (Mezcla de disolvente)
Precio
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
Corriente
2075
12
24,900
Precio del Agua (Mezcla de disolvente)
Precio
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
Agua(4.95%
p/p)
0.458
D
O
H
C
ERE
1,376,000
Costo Total
24,900
SCosto Total
O
D
VA
R10,529
SE
E
R
S
22.99
Costo Total
10,529
Tabla 4.25. Costos del agua y solvente de reposición para el procesamiento de
PYGAS.
Precio del Tetraetilenglicol (Reposición de disolvente)
Precio
Corriente
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
Tetraetilenglicol
(90.5% p/p)
3,200
0.543
1 737.6
Precio del Metoxidiglicol (Reposiciónde disolvente)
Precio
Corriente
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
Metoxidiglicol
(5% p/p)
2,075
0.03
62.25
Precio del Agua (Reposición de disolvente)
Precio
Corriente
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
Agua
(4.5% p/p)
0.458
0.27
0.123
Precio de Agua ( Reposición de Agua)
Precio
Corriente
Referencial
Capacidad
Costo Total
$/TM
(TMD)
($/día)
Costo Total
($/año)
570,801.6
Costo Total
($/año)
20,449.13
Costo Total
($/año)
40.62
Costo Total
($/año)
118
Tabla 4.25. Continuación.
Agua
(100% p/p)
0.458
0.48
0.219
72.217
Es necesario determinar cuánto fue el costo del proceso para su año de diseño,
en el año 1995. Es por ello que con la bibliografía de la tecnología y, teniendo a
disposición su historial de costo, se extrajo los siguientes valores que se
presentan a continuación:
S
O
D
Tabla 4.26. Costos de capital de inversión por sección
VAdel proceso CAROM
R
E
S
E1997).
original (año
R
S
O
H
C
E
DER Equipos de límites de batería
Inversión
Sección
Extracción
($)
1,122,000
Sección
Fraccionamiento
($)
377,000
Columnas
Tambores y
87,000
111,000
Tanques
Intercambiadores
561,000
423,000
de Calor
Hornos
555,000
Bombas
107,000
143,000
Total
1,878,000
1,608,000
Instalación de límite de bateria
Sección
Sección
Inversión
Extracción
Fraccionamiento
($)
($)
Costos directos
de instalación,
Costos indirectos
10,098,000
6,594,000
y equipamiento
no programado
Contingencia
2,524,000
1,649,000
(25%)
Total
12,622,000
8,243,000
Utilidades y depósitos
Sección
Sección
Inversión
Extracción
Fraccionamiento
($)
($)
Agua clarificada
264,000
66,000
119
Tabla 4.26. Continuación.
Agua de
enfiramiento
Agua de proceso
Agua de
rehervidores
Vapor
Tanques
Total
100,000
36,000
130,000
500,000
47,000
45,000
957,000
--1,951,000
12,000
756,000
962,000
Tabla 4.27. Costo total del capital de inversión por sección del proceso CAROM
original (año 1997).
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S
Costo
Total de Inversión Capital
O
H
C
Sección
Sección
ERE
DCosto
Total
Extracción Fraccionamiento
Total
($)
($)
16,451,000
10,813,000
27,264,000
Tabla 4.28. Costo total de servicios por sección del proceso CAROM original
(año 1997).
Costo
Agua de
enfriamiento
Agua de
proceso
Vapor
Electricidad
Gas
Combustible
Total
Costos de Servicios
Sección
Sección
Extracción Fraccionamiento
($/año)
($/año)
Tota
($/año)l
15,000
5,000
20,000
0
---
---
668,000
26,000
60,000
63,000
728,000
89,000
---
1,122,000
1,122,000
709,000
1,251,000
1,960,000
120
Tabla 4.29. Costo total de labores por sección del proceso CAROM original
(año 1997).
Costo
Operación
Mantenimiento
Laboratorio de
control
Mantenimiento
de materiales
Suministro de
operaciones
Total
Costo Laborales
Sección
Sección
Extracción Fraccionamiento
($/año)
($/año)
504,000
252,000
379,000
247,000
756,000
626,000
101,000
50,000
151,000
379,000
247,000
626,000
50,000
25,000
1,413,000
821,000
S
75,000
O
D
VA
R
SE
E
R
S
O
H
C
ERE
D
Total
2,234,000
Ahora bien, al poseer todos los costos relacionados a esta tecnología en su
año original y su capacidad inicial, se realizó el ajuste a la capacidad de
PYGAS De 160 TMD para determinar cuánto ha de ser la inversión ese año de
diseño. Para ello se utilizó la Ecuación (3.2). El exponente a utilizar por falta de
especificación de equipos será de 0.61.
Tabla 4.30. Costos de Inversión capital, de servicios y laborales por sección
para el procesamiento de PYGAS (160 TMD) en el año 1997.
Costos de inversión capital para el procesamiento de PYGAS
(160 TMD)
Costo
Inversión capital total
Reformado
Catalítico
27,264,000 $
(1051 TMD)
PYGAS
(160 TMD)
8,839,335.34 $
Costos de servicios para el procesamiento de PYGAS (160
TMD)
121
Tabla 4.30. Continuación.
Materia
Costos totales de servicios
Prima
Reformado
Catalítico
1,960,000 $
(1051 TMD)
PYGAS
(160 TMD)
635,546.91 $
Costos laborales para el procesamiento de PYGAS (160
TMD)
Materia
Costos totales laborales
Prima
Reformado
Catalítico
2,234,000 $
(1051 TMD)
PYGAS
(160 TMD)
724,291.9 $
S
O
D
VA
R
SE
E
R
S .
O
H
C
E
Se llevó a cabo
DEelRtraslado de ese presupuesto de costos (inversión capital,
servicios, laborales) hacia al año 2012, empleando la Ecuación (3.3), para
conocer el monto económico necesario para la implantación de esta tecnología.
Para ello es necesario recopilar información acerca los índices de costos
costos PEP (Process Econmomic Program) para cada año, y así hacer efectivo
el traslado del monto.
Tabla 4.31. Índice de costos de Process Economic Program (PEP).
Indice de costos PEP (1958=100)
Año
Indice de costo PEP
(EUU)(Original)
1997
580
2000
621
2001
619
2002
622
2003
619
2004
663
2005
692
2006
736
2007
762
2008
800
2009
756
122
Tabla 4.31. Continuación.
2010
2011
2012
770
801
800
Al obtener los valores definitivos del traslado, se añaden los gastos referidos a
nacionalización de los equipos y materiales, equivalente a un 40% del monto
de adquisición de los mismos. Adicionalmente se toma en cuenta el costo del
traslado o fletes de las columnas, materiales, equipos del proceso
S
O
D
VA
constituyendo un 25% aproximadamente de la compra o adquisición de estos
R
SE
E
R
S
materiales y finalmente costos finales de instalación de esta tecnología
O
H
C
ERE
CAROM, representada por un 40% del costo de instalación inicial.
D
Tabla 4.32. Costos de Inversión inicial, de capital, de servicios y laborales por
sección para el procesamiento de PYGAS (160 TMD) en el año 2012.
.
Costos totales de inversión inicial
Costo
Total
Costo de Inversión Capital
12,192,186.67 $
Costos de servicios
876,492.29 $
Costos Laborales
999,022.33 $
Costo Materia prima
41,885,064 $
Costo Solvente
1,400,910.53 $
Subtotal
57,353,675.83 $
Costos adicionales de
nacionalización de equipos
1,287,705.81 $
(45% del monto de
adquisición)
Costos adicionales del
transporte de materiales y
715,395.115 $
equipos ( 25% monto de
adquisición)
Costos adicionales de
instalación.
3,732,247.28 $
Total inversión inicial
63,089,021 $
123
Tabla 4.33. Ingresos por productos finales (Benceno, Tolueno, Pesados,
Refinado).
Precio
Referencial
$/TM
Corriente
Benceno
(99,94%p/p)
1,950
Precio
Referencial
$/TM
Corriente
Tolueno
(99,4%p/p)
Corriente
Pesados
(98.44%p/p)
Corriente
Refinado
(98.71%p/p)
1,575
Precio del Benceno
Capacidad
(TMD)
Costo Total
($/día)
Costo Total
($/año)
83
Precio del Tolueno
161,850
53,167,725
Capacidad
(TMD)
Costo Total
($/día)
Costo Total
($/año)
SE
E
R
S
D
O Capacidad
H
C
(TMD)
ERE
Precio
Referencial
$/TM
1,250
Precio
Referencial
$/TM
S9,830,362.5
O
D
VA
R
19
Precio del Pesados C8+
29,925
Costo Total
($/día)
Costo Total
($/año)
9
Precio del Refinado
11,250
3,695,625
Capacidad
(TMD)
Costo Total
($/día)
Costo Total
($/año)
49
71,050
23,339,925
1,450
Ahora agrupando los términos de costos, ingresos e inversión inicial, se refleja
en la Tabla (4.34) los siguientes valores obtenidos:
Tabla 4.34. Resultados obtenidos para el procesamiento de PYGAS con el
proceso CAROM.
Parámetro
Inversión Inicial
Egresos
Ingresos
Valor
63,089,021 $
44,351,941.84 $/año
90,033,637.5 $/año
124
Seguido de la evaluación del proceso CAROM, mediante la revisión de los
datos de la planta se recolectó la información de los valores de costos de
laborales, servicios e ingresos obtenidos actualmente en la planta de PYGAS
de Química Venoco C.A.
Tabla 4.35. Valores obtenidos de los costos e ingresos de la planta de PYGAS
de Química Venoco C.A.
Monto
Egresos ( Costos laborales
y de servicios, PYGAS)
Ingresos
Valor
S
O
D
VA
42,809,326.9 $/año
ER $/año
56,208,978
S
E
SR
O
H
C
ERE
D
Estableciendo diferenciales entre los valores de CAROM para procesar PYGAS
con los valores de la planta de PYGAS de Química Venoco C.A., resultan:
Tabla 4.36. Valores diferenciales obtenidos entre CAROM para procesar
PYGAS y la planta de PYGAS de Química Venoco C.A.
Parámetro
Inversión Inicial
∆ Ingresos
∆ Egresos
Valor
63,089,021 $
33,824,659.5 $/año
1,542,614.94 $/año
Con estos valores diferenciales, se dispone a realizar el cálculo de los
parámetros de UAI, ISLR, UDI, depreciación y el flujo de caja a obtenerse,
mediante el uso de las ecuaciones (2.1), (2.2), (2.3), (2.4) y (3.5).
125
Tabla 4.37. Valores obtenidos del UAI, ISLR, UDI, depreciación y flujo de caja
anual.
Parámetro
UAI
Tasa del ISLR
ISLR
UDI
Vida útil
Depreciación
Flujo de caja anual
Valor
32,282,044.6 $/año
30% anual
9,684,613.37 $/año
22,597,431.2 $/año
15 años
190,771.231 $/año
22,708,222.4 $/año
S
O
D
VA
ER
S
E
anual, es posible el conocimiento
SdeRlos valores de VPN, TIR y PR, con las
O
H
Ey C
ecuaciones (2.6), (2.7)
(2.8), respectivamente.
R
E
D
Finalmente conocido el flujo de caja anual, y utilizando una TMAR de 15%
Tabla 4.38. Valores obtenidos del VPN, TIR Y PR.
Parámetro
Inversión inicial
Flujo de caja anual
TMAR
VPN al 4to año
TIR
PR
Valor
63,089,021 $
22,708,222.4 $/año
15% anual
1,970,803.34 $
16.53 %
3-4 años (3.84 años o 46
meses aproximadamente)
126
CONCLUSIONES
Con la culminación del trabajo de investigación se ha de señalar lo siguiente:
a) Se lograron definir las bases y criterios de diseño, como en el caso de los
flujos, composiciones, y condiciones de operación para el proceso CAROM
para procesar 1051 TMD de reformado catalítico, mediante la revisión
documental. Por otra parte, se estableció la capacidad actual de la planta de
160 TMD de PYGAS a manejar, una pureza de 99.9% p/p de producto final
S
O
D
VA
de benceno y se seleccionó el simulador comercial ASPEN HYSYS 7.2
como simulador de procesos.
R
SE
E
R
S
O
H
C
E
Para la evaluación
DEReconómica se definió la tasa mínima aceptable de retorno
(TMAR) a utilizar de 15%, un período de recuperación (PR) de no más de 3
años, una tasa de impuestos de 30% anual, una vida útil de la planta de 15
años y un valor de salvamento nulo.
b) El desarrollo de los modelos de simulación se inició con la caracterización
del reformado catalítico y PYGAS. Luego, con la selección del modelo
termodinámico NRTL y empleo del método ELL-UNIFAC, se logró definir
las propiedades de los compuestos presentes y sus respectivas estructuras
químicas respectivas. Con la introducción de datos en el simulador y de
columnas de ELL, short-cut destilation, destilation column, separadores y
reflujos, resultó un modelo similar al proceso CAROM original, con buen
arrastre de BTX a lo largo del proceso obteniéndose productos finales de
99.044% p/p de benceno, 99.299% p/p de tolueno y 79.35% p/p de
pesados C8+. Con lo que se comprobó la efectividad de esta tecnología y
se opta al desarrollo de la misma con PYGAS por lo que, al ser una materia
prima con diferente capacidad y composición, se modifican parámetros de
diseño y condiciones del proceso. Como resultado se obtuvieron valores
127
aún mejores con 99.93% p/p de benceno, 99.40% p/p de tolueno y 98.44%
p/p de pesados C8+.
c) Obtenidos los valores de la simulación, se comparó por sección y columnas
principales del proceso la fracción másica de hidrocarburos aromático, no
aromáticos y solvente presente en las corrientes de proceso y así se
determinó la desviación existente en comparación con el proceso CAROM
original. En la sección de extracción, la columna de ELL no presenta una
gran desviación, a excepto entre 0.01-10% en algunos valores. Para la
S
O
D
VA
columna stripper, se obtuvo una desviación en los hidrocarburos no
R
aromáticos en el refinado, debido a una mejora en el arrastre de los
mismos con el PYGAS.
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
D
En la sección de fraccionamiento, resultan productos finales con un
porcentaje de desviación del menos del 1% a excepción de la corriente final
de pesados C8+, que presenta una fracción másica de 98.426% p/p debido
a la presencia de trazas de la mezcla de disolvente. De manera que
obteniendo resultados aceptables, es asegurada la factibilidad técnica del
proceso CAROM para ser aplicado en la planta de Quimica Venoco C.A.
d) La evaluación económica del proceso demuestra que resulta factible la
implantación del proceso puesto que, una vez determinados tanto los costos
de equipos, servicios, labores, materia prima, solventes y reposiciones
anuales; así como los ingresos obtenidos por la venta de los cuatro
productos finales benceno, tolueno, pesados C8+ y refinado, se obtiene una
inversión inicial de 63,089,021 $, además de un flujo de caja anual de
22,708,222.4 $/año, considerados un valor de salvamento nulo, una vida útil
de 15 años y una tasa de impuestos del ISLR 30% anual. Posteriormente,
adoptando una TMAR de 15% anual, resulta un VPN de $1,970,803.34 al 4to
año, con una TIR de 16.53% anual, sin embargo se obtiene una
recuperación de la inversión entre 3-4 años, 46 meses aproximadamente.
128
RECOMENDACIONES
a) Desarrollar la ingeniería conceptual del proceso, de manera de
conseguir mayor precisión al momento de realizar tanto análisis técnicos
como económicos.
b) Realizar la evaluación del proceso CAROM con otro simulador comercial
diferente, de manera de comparación y obtención de mejores resultados.
c)
S
O
D
VenAcaso de no adoptarse
Considerar un mayor tiempo de recuperación
R
E
S
E
R
otra alternativa para el incremento
de la pureza del benceno.
S
O
H
C
E
DER
d) Determinar el funcionamiento de otros procesos de obtención de
hidrocarburos aromáticos con el fin de obtener mejoras, menos costos
de inversión, ahorros energéticos.
e) Evaluar la posibilidad de realizar una modificación de la planta actual,
como incluir columnas de extracción que utilicen mezclas de solventes
para remover hidrocarburos aromáticos, con el fin de mejorar la
separación de los BTX y evitar la modificación total de la planta.
129
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H
C
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SE
E
R
S
R
S
O
D
VA
133
ANEXOS
D
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
R
S
O
D
VA
134
D
O
H
C
ERE
SE
E
R
S
R
S
O
D
VA
135
D
O
H
C
ERE
SE
E
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R
S
O
D
VA