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DOI 10.15517/ri.v29i2.32611
Ingeniería 29 (2): 59-80, julio-diciembre, 2019. ISSN: 2215-2652. San José, Costa Rica.
Análisis del control dinámico de un tren de destilación
multicomponente del área de recuperación de solvente de una planta
de polietileno lineal
Dynamic control analysis of a multicomponent distillation train of the
solvent recovery area of a linear polyethylene plant
Gustavo Enrique Ramos Montero.
Laboratorio de Ingeniería Química, Universidad del Zulia. Maracaibo, Venezuela.
Correo: geramos@ng.luz.edu.ve
Charles Albert Gutiérrez Mendoza.
Laboratorio de Ingeniería Química, Universidad del Zulia. Maracaibo, Venezuela.
Correo: chgutierrez@ng.luz.edu.ve
Beatriz María Marrufo Pachano.
Laboratorio de Ingeniería Química, Universidad del Zulia. Maracaibo, Venezuela.
Correo: bmarrufo@ng.luz.edu.ve
Recibido: 9 de marzo 2019 Aceptado: 17 de julio 2019
_________________________________________________________
Resumen
Esta investigación aporta el análisis dinámico de un tren de destilación, que en lugar del tradicional estudio
de una mezcla binaria, este se realizó para una mezcla multicomponente del área de recuperación de solvente
de una planta de polietileno lineal. Esto se llevó a cabo a través de una simulación dinámica en Aspen Plus®
con la nalidad de predecir el comportamiento de las variables operacionales (temperatura, presión, ujo, nivel
o composición) al momento de ocurrir una interrupción del ujo de alimentación al área de destilación para
modelar una parada del área de reacción, y denir los procedimientos que compensen las desviaciones en las
variables controladas. Se evaluaron varios métodos termodinámicos: Soave-Redlich-Kwong, Peng-Robinson,
Lee-Kesler-Plock, Soave-Redlich-Kwong-Boston-Mathias y Peng-Robinson-Boston-Mathias; se eligió el
método SRKBM, ya que presenta menores porcentajes de error en la mayoría de las propiedades estimadas.
Esta comparación rigurosa le añade mayor conabilidad a los valores reportados en las simulaciones. Los
resultados mostraron una desestabilización de los controladores de nivel de las columnas de destilación A
y B, además de un aumento de 14 °C aproximadamente en el perl de temperaturas de la columna A. La
columna C no presentó desviaciones de sus variables operacionales. Finalmente, para estabilizar el sistema
fue necesario realizar tres pasos que involucran el cambio a modo manual y del porcentaje de apertura de la
válvula de los controladores de ujo de vapor a la columna A (50%), de presión del separador D-101 (50%)
y de ujo de tope de la columna B (43%).
Palabras clave:
Simulación, modelaje, control de procesos, dinámica, lazos de control
RAMOS, GUTIÉRREZ Y MARRUFO: Análisis del control dinámico de un tren de destilación...
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Abstract
This research provides the dynamic analysis of a distillation train, which instead of the traditional
study of a binary mixture, this was carried out for a multicomponent mixture of the solvent recovery
area of a linear polyethylene plant. This was done through a dynamic simulation in Aspen Plus® with
the purpose of predicting the behavior of the operational variables (temperature, pressure, ow, level or
composition) when an interruption of the feed ow occurs in the distillation area to model a reaction area
shutdown, and then establish procedures that compensate for deviations in the controlled variables. Several
thermodynamic methods were evaluated: Soave-Redlich-Kwong, Peng-Robinson, Lee-Kesler-Plock, Peng-
Robinson-Boston-Mathias y Soave-Redlich-Kwong-Boston-Mathias; the SRKBM method was chosen,
since it presents lower error percentages in most of the estimated properties. This rigorous comparison
adds greater reliability to the values reported in the simulations. The results showed a destabilization of
the level controllers of distillation columns A and B, in addition to an increase of approximately 14 °C in
the temperature prole of column A. Column C did not show deviations from its operational variables.
Finally, to stabilize the system, it was necessary to carry out three steps involving the switch to manual
mode and changing the valve opening percentage of the column A steam ow controller (50%), the
D-101separator pressure (50%) and the column B top ow controller (43%).
Keywords:
Simulation, modeling, process control, dynamics, control loops
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Ingeniería 29 (2): 59-80, julio-diciembre, 2019. ISSN: 2215-2652. San José, Costa Rica. DOI 10.15517/ri.v29i2.32611
1. INTRODUCCIÓN
El polietileno lineal de baja densidad (PELBD) ha sido ampliamente utilizado en la vida cotidiana,
como material de embalaje o piezas de autoviles (Kusolsongtawee y Bumroongsri, 2017) debido a
que tiene una mejor resistencia mecánica y procesabilidad en comparación con el polietileno de alta
densidad, causado por la presencia de ramicaciones cortas (Sabetzadeh, Bagheri y Masoomi, 2016).
Típicamente, el PELBD se obtiene por copolimerización de etileno con αolenas como comonómeros
con catalizadores de Ziegler-Natta (Gagieva et al., 2015). La densidad de este polímero varía entre 915
y 930 kg/m
3
mediante el uso de distintos comonómeros como lo son: 1-buteno, 1-hexeno o 1-octeno.
Este proceso en solución opera entre 160-220 ºC y 3.4-34 MPa; bajo estas condiciones el polímero
es disuelto en el solvente, comúnmente ciclohexano (Malpass, 2010).
La planta de polietileno lineal en estudio en esta investigación tiene como nalidad producir
resinas lineales de baja densidad. Para esto, el proceso cuenta con las áreas de reacción, puricación,
acabado y servicios; asimismo, utiliza una tecnología en donde el reactor es alimentado con etileno
como monómero y el comonómero (ya sea 1-buteno, 1-octeno o una mezcla de estos) con ciclohexano
como solvente.
Como en la mayoría de las plantas químicas, el área de reacción de una planta de polietileno lineal
representa el núcleo del proceso productivo, por lo que su correcto funcionamiento es fundamental.
No obstante, es necesario realizar frecuentemente paradas de sus distintos procesos. Esto trae como
consecuencia que las áreas subsecuentes que dependen del área de reacción, deban adaptarse para
seguir funcionando a pesar de suspender la operacn de alguno de sus procesos (Whiteley, 2012).
Estas secciones incluyen el área de recuperación de solvente que se encarga de separar y puricar
cada uno de los componentes una vez terminada la polimerización.
Durante este periodo, es necesario responder rápidamente a los requerimientos del proceso
mediante la manipulación de las variables, ya que esto contribuye a la eficiencia y seguridad de la
planta para poder volver a operar normalmente en el menor tiempo posible una vez restablecido
el servicio en el área de reaccn (Fabro, Arruda y Neves, 2005). Estos procedimientos de
parada pueden ser mejorados con la ayuda de la automatización y control de procesos. Las
ventajas de incluir procedimientos automáticos residen en reducir el tiempo de respuesta,
incrementa la precisión y repetitividad ya que minimiza el error humano (Leitao, P., Colombo
W. y Karnouskos S., 2015).
Actualmente, la sección de síntesis del polímero de la planta de polietileno lineal de baja
densidad cuenta con una secuencia de parada del área de reacción, este procedimiento involucra
la interrupción del suministro de 1-buteno e hidrógeno, adecuación de intercambiadores de calor,
ajuste de presión en los separadores, entre otros pasos.
Sin embargo, el área de recuperación de solvente, que incluye tres columnas de destilación, no
cuenta con un procedimiento automatizado que permita una respuesta inmediata al momento de
detener la reacción. Esto, teniendo en cuenta que las columnas de destilación son unidades complejas
que exhiben dinámicas no lineales debido a sus relaciones de equilibrio no ideales y conguraciones
RAMOS, GUTIÉRREZ Y MARRUFO: Análisis del control dinámico de un tren de destilación...
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de operación (Abdullah, Ahmad y Aziz, 2009); así como también, a las interacciones entre las
unidades causadas por la integración del calor y recirculación de corrientes (Xu y Bao, 2017), y
la necesidad de alcanzar alta pureza de sus productos; hace necesario la implementación de una
secuencia automática de control que permita monitorear y regular variables como temperatura,
presn, ujo, nivel y composicn en las columnas de destilación de manera segura y rápida con
la nalidad de alcanzar condiciones estables y requerimientos en las especicaciones con el menor
consumo de energía e insumos al momento de ocurrir una parada de la sección de reacción. El
arranque y paro programado de la sección de recuperación de solvente requieren de perfecta
sincronización de eventos en secuencia que ameritan el uso de computadoras e instrumentos de
medición en línea para evitar accidentes y daños en los equipos (Batres, 2013).
La simulación dinámica es ampliamente utilizada para evaluar sistemas de control y automatización,
para regular la operación de un proceso cercano a su estado estable. Además, permite predecir el
comportamiento de las variables al ocurrir alguna emergencia o falla en los equipos. Y así poder
establecer distintos procedimientos para compensar los cambios de las condiciones normales de
operacn (Luyben, 2012).
Recientes investigaciones de modelaje y simulacn dinámica de procesos de destilacn se enfocan
en mezclas binarias (Taqvi, Tufa y Muhadizir, 2016), mezclas multicomponentes (Niculescu, et al., 2017)
o trenes de destilacn (Hosgor, et al., 2014). Sin embargo, pocas investigaciones involucran trenes de
destilación de sistemas multicomponentes en estado dinámico, de allí la relevancia de esta investigación.
Debido a lo anterior, se estudia mediante el uso de Aspen Plus® y Aspen Dynamic, el área
de recuperación de solvente, el cual incluye tres columnas de destilación, cuya función es separar el
etileno, buteno, ciclohexano y oligómeros formados durante la reacción. Con el objetivo de proponer un
procedimiento que permita una respuesta inmediata al momento de presentarse una parada del área de
reacción, y sea capaz de monitorear y regular variables: temperatura, presn, ujo, nivel y composición
en las columnas de destilación de modo seguro y rápido de tal manera de alcanzar condiciones estables.
2. METODOLOGÍA
2.1Denicióndeloscomponentesdelsistema
Para iniciar el proceso de simulación en estado estacionario se tomaron como referencia los
componentes descritos en los balances de masa por diseño de plantas de producción de polietileno
lineal; estos son: etileno (C
2
H
4
) como monómero, ciclohexano (C
6
H
12
) como solvente, 1-buteno
(1-C
4
H
8
) como comonómero, 2-buteno (2-C
4
H
8
) producto de la isomerización del 1-buteno durante
la reacción y undecano (C
11
H
24
) para modelar los oligómeros.
2.2 Selección del modelo termodinámico
Una vez denidos los componentes del sistema, se tomó en cuenta la naturaleza de los mismos
y las condiciones de temperatura y presión del sistema para realizar un ltrado preliminar de los
métodos termodinámicos a seleccionar para la reproducción del comportamiento PVT del sistema
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(Carlson, 1996). Posteriormente, se llevó a cabo un estudio comparativo que permitió seleccionar
el método termodinámico que se adapte más ecientemente a las propiedades de las corrientes
y reproduzca el comportamiento PVT del sistema. En este sentido, se compararon los métodos
Soave-Redlich-Kwong (SRK), Peng-Robinson (PR), Lee-Kesler-Plock (LKP), Peng-Robinson-
Boston-Mathias (PRBM) y Soave-Redlich-Kwong-Boston-Mathias (SRKBM). Las propiedades
comparadas fueron el ujo de las fases, densidad, calor especíco y viscosidad disponibles dentro
de la documentación de la planta. Se seleccionó la corriente 5 de alimentación al D-101, ya que
esta es una corriente de mezcla vapor-líquido, Figura 1.
2.3 Descripción del proceso
La alimentación del proceso consiste en un ujo de mezcla de C
6
H
12
y C
11
H
24
(corriente 1) y
un ujo de C
2
H
4
, 1-C
4
H
8
y 2-C
4
H
8
(corriente 2) que se combinan para luego ser enviados tanto a la
columna A como al intercambiador de calor H-101 y a su vez al tanque de retención D-101. Además,
este tanque es alimentado por un ujo de isómeros de C
4
H
8
y C
6
H
12
(corriente 4) proveniente de la
zona de reacción. La primera columna (A) separa principalmente el C
2
H
4
, 1-C
4
H
8
y 2-C
4
H
8
por el
tope y C
6
H
12
y C
11
H
24
por el fondo, como alimentación lateral esta columna cuenta con un ujo de
isómeros de C
4
H
8
(corriente 9), la segunda columna (B) permite separar el C
6
H
12
del C
11
H
24
, el fondo
de esta columna se envía a la última columna (C) que sirve como extensión de la segunda columna
para terminar de separar el C
11
H
24
y recircular el C
6
H
12
, como se muestra en la Figura 1.
Figura 1. Diagrama de la simulación del área de recuperación de solvente
2.4 Desarrollo del modelo mediante Aspen Plus
Luego de denir los pasos del proceso, se procedió a realizar el modelaje de este. Las columnas
fueron formadas mediante el uso del módulo Radfrac (Luyben, 2012 y 2013), el tanque se modeló
como un separador Flash. Por su parte, para el intercambiador de calor se utilizó el modelo Heater,
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Tabla 1. Especicaciones de las columnas de destilación y equipos adicionales
Columnas A B C
Etapas teóricas 40 28 30
Etapa de alimentación
Vapor: 15 y 16
Líquido: 20 y 21
Corriente 9: 1
A: 8
C: 30
B: 3
Geometría de los platos
Diámetro (mm) 2500 2300 1000
Espaciado (mm) 600 500 550
Altura del vertedero (mm) 40 55 40
Tambores de reujo
Longitud (mm) 5000 7000 3000
Diámetro (mm) 2000 3000 1000
Condensador Total
Rehervidores
Tipo Horizontal/Elíptico
Longitud (mm) 4500 5800 3600
Diámetro (mm) 1300 1600 1000
Tanque de alimentación D-101
Tipo Horizontal/Elíptico
Longitud (mm) 7000
Diámetro (mm) 3000
Tabla 2 Especicaciones de diseño de las corrientes de alimentación al área de destilación
Corriente 1 2 4 9
T (ºC) 243 243 155 37
P (MPa) 2.65 2.65 2.6 2.98
Composición kg/h %p/p kg/h %p/p kg/h %p/p kg/h %p/p
C
6
H
12
78189.9 99.62 - - 24730.8 92.39 - -
1-C
4
H
8
- - 8300.6 76.52 625.2 2.36 2086.5 98.99
2-C
4
H
8
- - 1460.9 13.47 1340.4 5.14 21.1 1.01
C
2
H
4
- - 1085.9 10.01 - - - -
C
11
H
24
298.8 0.38 - - - - - -
Total 78488.7 100 10847.4 100 26696.4 100 2107.6 100
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las bombas y válvulas fueron hechas con los módulos Pump y Valve, respectivamente. En la
Tabla 1 se presentan los datos de dimensiones y características de estos equipos. Por otro,
en la Tabla 2 se visualizan los datos de las especicaciones de las corrientes de alimenta-
ción al modelo de simulación estudiado; y en la Tabla 3 las condiciones de operación. Cada
uno de estos datos fueron obtenidos de la revisión de una planta de polietileno lineal de
baja densidad.
Tabla 3. Especicaciones de diseño de las corrientes de alimentación al área de destilación
Columna A B C
Relación de reujo (másica) 3.1 0.3 0.6
Relación D/F (másica) 0.1350 0.9319 0.9474
Separadores S-1 S-2 S-3
Fracción de separación 0.80 0.54 0.69
Intercambiador de calor H-101
Temperatura (ºC) 205
Presión (MPa) 2.5
Tanque de alimentación D-101
Temperatura (ºC) 211
Presión (MPa) 2.5
Bombas P-101 P-102
Presión de descarga (MPa) 2.76 1.2
2.5 Desarrollo del modelo de simulación en estado dinámico
Una vez denido el modelo de simulación con datos reales del sistema, se procedió a gene-
rar el dinámico del proceso. Primero, se debe especicar la geometría de los equipos (Tabla 1),
así como también se deben denir las principales válvulas de control asociadas al área de desti-
lación (Figura 1).
2.6 Migración del modelo en estado estacionario a estado dinámico con el simulador
Aspen Plus Dynamics
Al denir las válvulas necesarias para el sistema de control se realizó la migración al estado
dinámico. Se denió una exportación de la simulación controlada por presión (P Driven Dyn
Simulation) bajo las siguientes premisas: las presiones de alimentación y productos quedaron
especicadas y los ujos fueron obtenidos a través de diferencias de presión. Cada uno de los
lazos de control fue congurado dentro de la simulación dinámica.
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2.7Conguracióndeloslazosdecontroldeláreaderecuperacióndesolvente
Luego, al iniciar el modelaje en estado dinámico se describieron los lazos de control del
área de recuperación de solvente, de acuerdo con su función y estructura, tomando en cuenta el
equipo al cual están asociados y su relevancia en análisis dinámico.
En la Figura 1 se muestran la ubicación de los lazos de control utilizados de acuerdo con la
distribución actual del sistema automático de control del área de recuperación de solvente de la
planta de polietileno lineal de baja densidad.
A su vez, en la Tabla 4 fueron los parámetros de los controladores y la función de cada lazo;
se utilizó el método de Ziegler-Nichols para entonar los controladores (Ziegler y Nichols, 1993),
basado en la respuesta de la variable controlada del controlador en lazo abierto luego de realizar
una perturbación de su variable manipulada.
2.8 Análisis dinámico de las variables de proceso del área de recuperación de solvente
Una vez establecida la simulación dinámica y garantizada su operación estable, se procedió a
interrumpir el suministro de C
2
H
4
e isómeros de C
4
H
8
de alimentación a la sección de recuperación de
solvente. Lo anterior se llevo a cabo cerrando completamente la válvula del controlador FIC-102, con la
nalidad de modelar una parada de la sección de reacción en donde el ujo de monómeros y comonómeros
se interrumpe y analizar el comportamiento de las variables de cada uno de los equipos. Finalmente,
cabe mencionar que se tomaron en cuenta las siguientes variables: presión, nivel, temperatura y ujo,
considerando su desviación de los valores de operación estable.
2.9 Secuencia de pasos para la adecuación de la sección de recuperación de solvente
Luego de realizar el análisis dinámico de las variables del proceso al interrumpir el suminis-
tro de C
2
H
4
y C
4
H
8
, se estudiaron los pasos que deban llevarse a cabo para poder estabilizar las
variables principales del área de recuperación de solvente. Se realizaron cambios en las variables
manipuladas (apertura de válvulas o ujo) hasta estabilizar los lazos de control, comenzando por
aquellos que se encuentren más alejados de su valor deseado.
3. DISCUSIÓN DE RESULTADOS
3.1 Selección del método termodinámico
Las corrientes en estudio están compuestas principalmente de C
6
H
12
, C
2
H
4
y C
4
H
8
, por lo que
se consideran como una mezcla no polar de compuestos reales. Según los diagramas de selección
propuestos por Aspen Technology (Carlson, 1996), para mezclas reales de compuestos no polares, se
recomienda usar los siguientes métodos termodinámicos: Soave-Redlich-Kwong (SRK), Peng-Ro-
binson (PR), Lee-Kesler-Plock (LKP), Peng-Robinson-Boston-Mathias (PRBM) y Soave-Red-
lich-Kwong-Boston-Mathias (SRKBM).
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En la Tabla 5 se presentan los resultados de la comparación de los métodos en el cálculo de las
propiedades de la corriente 5 (Figura 1). Las propiedades comparadas fueron los ujos de cada fase,
densidad, calor especíco y viscosidad dinámica.
Tabla 4 Descripción y parámetros de los controladores del modelo de simulación
Lazo Variable Variable Manipulada K
C
t
I
t
D
Acción
Controlada Variable Apertura de la válvula 1.25 2 0 Inversa
Manipulada KC tI tD
Ac-
ción
0 Inversa
FIC-101 Flujo de ciclohexano Apertura de la válvula 1.25 2 0 Inversa
FIC-102 Flujo de etileno y buteno Apertura de la válvula 1 2 0 Inversa
FIC-103 Flujo de vapor a la columna A Apertura de la válvula 3.06 2 0 Inversa
FIC-104 Flujo de buteno al D-101 Apertura de la válvula 0.88 2 0 Inversa
LIC-101 Nivel del D-101 FIC-104 (Cascada) 11.75 6.58 1.65 Inversa
PIC-101 Presión del D-101 Apertura de la válvula 55.52 1.5 0 Directa
FIC-105 Flujo de líquido a la columna A Apertura de la válvula 15.22 1.55 1.14 Inversa
LIC-103 Nivel del rehervidor columna A FIC-105 (Cascada) 19.41 1.25 2 Inversa
PIC-102 Presión de tope de la columna A Flujo de agua de enfriamiento 48.02 1.95 0 Directa
LIC-102 Nivel del tanque de reujo columna A Apertura de la válvula 3.86 8.79 2.20 Inversa
FIC-106 Flujo de fondo de la columna A Apertura de la válvula 0.94 1.98 0 Inversa
LIC-104 Nivel del tanque de reujo de la columna B FIC-106 (Cascada) 3.72 9.02 2.25 Inversa
FFIC-101 Relación de reujo, columna B Flujo de reujo 1 2 0 Inversa
PIC-103 Presión de tope de la columna B Flujo de agua de enfriamiento 8.99 2.33 0 Directa
LIC-105 Nivel del rehervidor de la columna B Flujo de vapor al rehervidor 0.29 10.61 2.65 Directa
FIC-107 Flujo de tope de la columna B Apertura de la válvula 1.36 2.30 0 Inversa
FIC-108 Flujo de fondo de la columna B Apertura de la válvula 0.91 1.98 0 Inversa
FFIC-102 Relación de reujo, columna C Flujo de reujo 0.90 1.99 0 Inversa
FIC-109 Flujo de tope de la columna C Apertura de la válvula 4.55 1.99 0 Inversa
PIC-104 Presión de tope de la columna C Flujo de agua de enfriamiento 5.64 3.70 0 Directa
LIC-106 Nivel del tanque de reujo de la columna C FIC-109 (Cascada) 39.73 18.26 4.56 Directa
LIC-107 Nivel del rehervidor de la columna C Flujo de vapor al rehervidor 6.10 7.32 1.83 Directa
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Se puede observar que, de manera general, se obtuvo un ajuste satisfactorio en las propiedades
estimadas. Sin embargo, usando los modelos PR, SRK y LKP se obtuvieron errores elevados en el
cálculo de la viscosidad de la fase líquida, por lo que se descartó su uso en esta investigación. Los
métodos SRKBM y PRBM predicen ecientemente las propiedades del sistema y su uso es recomendado
para aplicaciones de renería, procesamiento de gas y procesos petroquímicos (Al Ghafri, Maitland
y Trusler, 2014). Se eligió el método SRKBM, ya que este presenta los menores porcentajes de error
en la mayoría de las propiedades estimadas, exceptuando la densidad de la fase vapor.
Tabla 5. Comparación de los modelos termodinámicos
PR SRK LKP SRKBM PRBM
Diseño Calc. %Error Calc. %Error Calc. %Error Calc. %Error Calc. %Error
Fase vapor
Flujo (kg/h)
23911.5 21877.5 8.51 23000 3.81 23421.04 2.05 24406.08 2.07 25669.65 7.35
Densidad (kg/cm
3
)
59.84 62.98 5.25 61.47 2.73 61.33 2.49 63.336 5.84 61.82 3.31
Viscosidad (cP)
0.014 0.013 3.63 0.014 0.53 0.013 3.64 0.014 0.40 0.014 0.41
Cp (kcal/kgºC)
0.723 0.605 16.32 0.608 15.99 0.626 13.42 0.605 16.32 0.607 16.04
Fase líquida
Flujo (kg/h)
67521.76 69555.9 3.01 68433.4 1.35 68012.35 0.73 67027.32 0.73 65763.75 2.60
Densidad (kg/cm
3
)
544.41 528.28 2.96 528.83 2.86 529.81 2.68 522.33 4.06 462.64 15.02
Viscosidad (cP)
0.089 0.149 67.29 0.149 66.90 0.149 67.95 0.098 10.46 0.098 10.08
Cp (kcal/kgºC)
0.744 0.769 3.37 0.779 4.75 0.707 4.95 0.767 3.04 0.777 4.43
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3.2 Reproducción del balance de masa a partir de los datos de diseño en estado
estacionario
En la Tabla 6 se muestra la comparación de los datos de diseño, con los calculados con el
simulador para las corrientes de tope y fondo de la columna A. Se observa que la temperatura y
presión calculadas para cada corriente se ajustan adecuadamente a los datos de diseño con errores
relativos menores al 2%; de igual manera para los ujos de cada componente los cuales arrojaron
errores menores al 10%.
De manera similar, la comparación entre los ujos de las corrientes de tope y fondo calculados y
de diseño de la columna B (Tabla 7), arrojó errores relativos menores al 10% para todas las variables
indicadas, concordando aceptablemente con los datos de diseño.
Comparando las corrientes de tope y fondo de la columna C (Tabla 8), se observa que el
modelo reproduce satisfactoriamente la temperatura y presión, así como también para el C
6
H
12
en
el tope y C
11
H
24
en el fondo, con errores menores al 4%. Sin embargo, el ujo de C
11
H
24
en el tope
de la columna C es mayor en los datos de diseño, que el reportado por el simulador, posiblemente
debido a las diferencias del informe publicado en el balance por diseño la cantidad de C
11
H
24
a la
salida de la columna C.
Tabla 6. Comparación de los ujos de diseño con los calculados con el simulador,
para las corrientes de tope y fondo de la columna A
Corriente Tope A Fondo A
Diseño Simulación %Error Diseño Simulación %Error
Temperatura (ºC) 53.4 53.4 0 237 237.32 0.13
Presión (MPa) 2.25 2.85 1.51 23.54 23.44 0.42
Componentes Flujo (kg/h) Flujo (kg/h)
C
6
H
12
1000.0 1010.32 1.03 104688,4 103869.00 0.78
1-C
4
H
8
11051.8 10977.70 0.67 23 20.88 9.20
2-C
4
H
8
2940.8 2927.47 0.45 29.5 28.84 2.24
C
2
H
4
1078.4 1075.10 0.31 0.0 0.0 0.0
C
11
H
24
0.0 0.0 0.0 298.8 295.80 1.00
Total 16086.11 16027.87 0.36 105163.43 104319.08 0.80
RAMOS, GUTIÉRREZ Y MARRUFO: Análisis del control dinámico de un tren de destilación...
70
Tabla 7 Comparación de los ujos de diseño con los calculados con el simulador,
para las corrientes de tope y fondo de la columna B
Corriente Tope B Fondo B
Diseño Simulación %Error Diseño Simulación %Error
Temperatura (ºC) 181 182.38 0.76 185.9 187.9 1.07
Presión (MPa) 1.00 1.01 1.40 1.01 1.07 5.92
Componentes Flujo (kg/h) Flujo (kg/h)
C
6
H
12
104599.3 103842.0 0.72 7134.4 7119.70 0.21
1-C
4
H
8
23.0 20.88 9.20 0.0 0.0 0.0
2-C
4
H
8
29.5 28.84 2.24 0.0 0.0 0.0
C
2
H
4
0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0
C
11
H
24
0.0 0.0 0.0 304.8 297.88 2.27
Total 104694.33 103918.98 0.74 7575.10 7216.18 4.74
Tabla 8 Comparación de los ujos de diseño con los calculados con el simulador,
para las corrientes de tope y fondo de la columna C
Corriente Tope C Fondo C
Diseño Simulación %Error Diseño Simulación %Error
Temperatura (ºC) 144.4 144.4 0 247 237.22 3.96
Presión (MPa) 0.49 0.5 2.04 0.52 0.54 3.05
Componentes Flujo (kg/h) Flujo (kg/h)
C
6
H
12
7116.0 7173.12 0.80 18.4 26.57 44.41
1-C
4
H
8
0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0
2-C
4
H
8
0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0
C
2
H
4
0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0
C
11
H
24
6.0 2.30 61.61 298.8 295.57 1.08
Total 7176.60 7194.60 0.25 398.40 399.45 0.26