GAS LICUADO DE PETRÓLEO 00 (2015) 000 – 0000 00
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SIMULACIÓN Y CONTROL DE PROCESOS Simulación de una planta de tratamiento de Gas Licuado de Petróleo por refrigeración Jo J ohanna hanna Cast Castilloa* , Wash Washii nto ntong Cham Chambaa* , André Andréss Corone Coronella* , & F r eddy M arcillo rci lloa* a
Escuela de Ingeniería Ingeniería Química, Universidad Universidad Técnica Particular Particular de Loja, Loja, Apartado 11-01-608, 11-01-608, Loja, Ecuador Ecuador
I NFORMACIÓN
DEL ARTÍCULO
RESUMEN
Palabras claves: Aspen Hysys
El presente proyecto simula el proceso de tratamiento de gas licuado de petróleo (GLP) por refrigeración en el programa Aspen Hysys. Se utiliza el paquete de ecuaciones de estado Peng Robinson que describe todos los compuestos hidrocarburíferos. El sistema consta de seis reactores que varían en condiciones de operación, debido a esto se hac e un análisis de cada equipo. Se define que el producto final tendrá una composición determinada que garantiza una que cumple con normas estándares de calidad.
Peng Robinson GLP
© 2015 -06-03. Hosting by Elsevier B.V. All rights reserved.
Historia del del artículo:
Realización: 13/05/2015 Presentación: 03/06/2015
1. Objetivos Objetivo General:
Modelar en el software Aspen HYSYS los distintos procesos utilizados para la obtención de gas licuado de petróleo (GLP) por refrigeración.
Objetivos Específicos:
Optimización de los procesos de diseño y operaciones para la obtención de GLP. Analizar los resultados de la simulación y corroborar con datos disponibles.
2. Definición del problema Uno de los combustibles derivados del petróleo comercialmente más rentable, que tiene una gran demanda en todos los ámbitos de consumo como carburante industrial y domestico es el GLP (gas licuado de petróleo). Para desarrollar un * E-mail address: address :
[email protected],
[email protected],
[email protected],
[email protected],
[email protected],
[email protected] [email protected] Paper revisado por: Dr. Miguel Angel Meneses Chamba All rights reserved.
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proceso que cumpla los parámetros y las normativas de uso comercial con la finalidad de desarrollar un proceso óptimo y conseguir la producción constante de este producto, con el menor gasto de energía y equipos, que repercuten en una mayor eficiencia de la planta y mayor rentabilidad del producto se uso la metodología en la que nos basaremos es la simulación computacional del proceso en el simulador Aspen Hysys; que nos permite de manera controlada ir modificando el proceso hasta moldearlo a él más sencillo posible que permita que cumplamos la composición de un combustible adecuado de consumo. A pesar de la gran diversidad de los procesos establecidos para la producción del GLP la refrigeración es uno de los procesos más utilizadas debido a su simplicidad. El consumo energético no es muy severo y además los equipos tienen mayor eficiencia pues son flexibles a adaptaciones de altas presiones y bajas temperaturas que son los parámetros establecidos que permiten regular el funcionamiento el proceso. Los parámetros en los que se establece nuestro proceso se basa la composición final del producto pues nos acoplaremos a los parámetros establecidos en las nomas ASTM D-2163 para GLP comercializado.
3. Introducción El Gas licuado de petróleo (GLP) tiene su origen en el tratamiento que se le da al petróleo crudo o al gas natural en sus fases de refinamiento. Es la mezcla de gases de petróleo producidos ya sea por pozos petrolíferos o gasíferos. Estos gases se procesan en una planta de refinación, obteniéndose como resultado el GLP. Los gases licuados del petróleo son hidrocarburos compuestos principalmente de propano y butano, que en mayor o menor proporción acompañan al petróleo crudo y al gas natural; además de iso-butano y etano en pequeñas cantidades. Se obtiene como subproducto de una serie de procesos de refinería como: cracking catalítico, steam cracking, polimerización, cracking térmico, visbreaking. Dentro de las principales ventajas que tiene el uso del GLP sobre otros combustibles, se deben mencionar: limpieza, economía, alto poder calorífico, fácil manejo y transporte así como, seguridad en su uso; razones por las cuales el uso del GLP es cada vez mayor en el ámbito industrial, comercial y doméstico[1]. Su alta relación de hidrógeno/carbono, las reducciones significativas de HC, CO y emisiones de CO2 fueron reportados por ciclos de conducción de prueba europeos, lo cual es una ventaja adicional del uso de GLP [2]. El presente trabajo de investigación y simulación se enmarco en la producción de uno de los combustibles derivados del petróleo, el GLP comercialmente más rentable, que tiene una gran demanda en los ámbitos de consumo ya sea de manera industrial o doméstico. El proyecto se lo selecciono para desarrollar un proceso que cumpla los parámetros y las nor mativas para el GLP de uso comercial. El GLP es un producto que se obtiene del proceso de refinación del petróleo y de plantas recuperadoras de gas natural, este recurso es extraído por procesos consistentes en la reducción de la temperatura del gas hasta que los componentes y otros más pesados se condensen. Los procesos usan refrigeración o turboexpansores para lograr temperaturas bajas necesarias para recuperar el propano. En una planta de tratamiento de GLP por refrigeración se opera con un régimen de trabajo del 100% a altas presiones y bajas temperaturas; por lo cual se ha decidido hacer una investigación que abarque composición, análisis térmico y proceso de producción.
4. Descripción de Simulación 4.1 I ntroducción al proceso
Nuestros cálculos fueron realizados en el software ASPEN HYSYS V8.4. Se tomó en consideración las ecuaciones de estado de Peng Robinson (PR) [3] estas fueron desarrolladas en 1976 para cumplir objetivos específicos entre los que están
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describir el estado de agregación de los componentes. Su modelo matemático es una relación entre la temperatura, presión, volumen, densidad y energía interna (Ec.1), este modelo tiene una elevada precisión para obtener densidades de muchos compuestos en fase líquida, especialmente los apolares. Recomendado por Hyprotech [4] para la obtención de GLP. El punto de partida de nuestro proyecto es desarrollar un diagrama de flujo que sirvió como guía para el ingreso de los datos al ambiente de simulación. Se detalla las condiciones de la alimentación de cada compuesto (Tabla 1) y las condiciones de temperatura, presión además de los de la planta de tratamiento por enfriamiento .
Composición
Corriente 1 (fracción molar)
Corriente 2 (fracción masa)
N2
0.001
0.020
CO2
0.010
0.000
CH4
0.600
0.400
C2H6
0.200
0.200
C3H8
0.100
0.200
C4H10
0.040
0.100
C4H10
0.040
0.080
Composición
Corriente 1
Corriente 2
Temperatura
60 °F
60 °F
Presión
41.37 bar
600 psia
Flujo molar
6 MMSCFD
4 MMSCFD
E cuaciones de Peng R obinson (E c.1)
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4.2 Mezclador (MX1)
Fig. 1. Mezclador de inicio de la planta
En esta sección describimos el mesclador 1 (MX 1) Fig. 1. Aquí el gas natural constituido por metano, etano, propano, n butano e i-butano, nitrógeno, y dióxido de carbono ingresan a través de dos corrientes de alimentación (F 1 y F 2) hacia MX 1, las composiciones de entrada fueron detalladas en la Tabla 1. Las corrientes de entrada F 1, y F 2, ingresaron a condiciones isotérmicas e isobáricas. En el caso de F 1, la T F 1: 15,56°C, PF 1: 4137 kPa, FF 1: 298,8 kgmol/h. Y para F 2, la TF 2: 15,56°C, PF 2: 4137 kPa, G F 2: 199,2 kgmol/h. El mezclador operó con la condición de salida. Finalmente en la salida del mezclador (SMX 1), se mantuvo constante las condiciones de presión y temperatura, solo existió la acumulación de flujo molar, FSMX 1: 498.1 kgmol/h. 4.3 Separador tipo flash (ST F )
Fig. 2. Separador tipo flash, del sistema de tratamiento de gas.
El separador tipo flash (STF) Fig. 2. recibe la corriente de mezcla producida en MX 1, Se produce una operación de separación que genera dos corrientes de salida una en fase liquida (STL) y otra en vapor (STV), la composición final de los flujos de salida serán analizadas y discutidas más adelante. En el caso de la entrada SMX 1, las condiciones de entrada fueron las siguientes: Temperatura: 15,54°C, presión: 4137 kPa, flujo molar: 498,1 kgmol/h. Las corrientes STV y STL, no presentaron cambios en temperatura y presión pero si en el flujo másico debido a las condiciones presentadas en la unidad. Para salida superior, el flujo es de 360,7 kgmol/h, mientras que para la parte inferior es de: 137,4 kgmol/h. En este equipo, se consideró el ∆P: 0 KPa, de igual for ma la salida de vapor.
Condiciones por default de este equipo.
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4.4 I ntercambiador de calor gas/gas (I G/G)
Fig. 3. Intercambiador de coraza y tubo.
En la Fig. 3, se muestra la unidad IG/G, con dos entradas y salidas de gases. La entrada de flujo proveniente del separador tipo flash, entrando al por el punto 1 (véase esquema de IG/G), la otra entrada de ingreso proviene de la salida de unidad destilador flash, entra en el punto 2. El modelo de este equipo fue: “Simple End Point”. Una restricción es la perdida de calor del equipo se asumió que no existen perdidas. El coeficiente de transferencia de calor por convección en una determinada área se estima automáticamente: 2,95E+4 kJ/Ch. La presión especificada del equipo, fue: 68,95 kPa, tanto para la coraza y tubos. La orientación del IG/G, fue horizontal, y la dirección del paso del flujo fue a contracorriente. La temperatura proveniente del separador flash es 15,54 °C, la presión: 4137 kPa, y el flujo molar es de 360,7 kgmol/h, mientras que la entrada del punto 2 la temperatura fue de -24,77 °C, presión de 3999 kPa, y flujo molar de 303,3 kgmol/h, nótese que esta entrada, viene proveniente del posterior ajuste realizado, que se explicará en las demás secciones de este trabajo. La varianza de los flujos de salida de IG/G fue considerable alrededor de 57,4 kgmol/h, para caso de SGIG/G fue: GSGIG/G: 360,7 kgmol/h, y para GSGFIG: 303,3 kgmol/h.
4.5 A juste de punto de rocío (APR )
Fig. 4. Sistema de ajuste de punto de rocío.
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El ajuste de tipo flash (Fig. 4), tiene relevancia en el sistema ya que mantiene el equilibrio de la temperatura proveniente de flujo de salida del intercambiador de calor. Dentro de este método, el tipo de balance, que se tomó en consideración fue: “Componente de flujo molar”. La estimación que se considero fue: temperatura de salida de intercambiador 10,56
°F y para
la corriente de salida, una restricción fue el paso de todo el vapor, fracción igual a 1,0. La presión fue de 5516 kPa. 4.6 M étodo de ajuste (MA)
Fig. 5. Sistema de método de ajuste.
En Fig. 5, se muestra el modelo de ajuste. Los restricciones consideradas fueron las siguientes, método: secante; la tolerancia fue: 0,100 °C, y tamaño de paso: 10,00°C, y el número de interacciones para convergencia fue de 10. La temperatura fue la variable seleccionada, para corrientes GFE y SPR. El valor especificado para, temperatura fue: -9,44°C. 4.7 E nfriador (E )
Fig. 6. Sistema de método de ajuste.
Este equipo presenta una variación de presión de 68,95 kPa. En la corriente de salida GFE, se especificó, una temperatura de -24,77 °C. Los diámetros de tuberías para las corrientes, SGIG/G y GFE alcanzaron los 5,000E-002 m, y 0.0 m para el nivel de elevación de la base. La condición de salida que se estableció para la corriente GFE, fue la temperatura, no superar los -24,77 °C. Las especificaciones dinámicas para esta parte del proceso, fueron las siguientes: -
Volumen: 0,10 m3
-
∆P:68,95 kPa
-
k= 146,2 kg/hr/√(kPa-Kg/m3)
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4.8 D estilador tipo flash (D F )
Fig. 7. Sistema del destilador.
Las especificaciones para este equipo (Fig. 7) fueron las siguientes: ∆P: 0,00 kPa (entrada), y 0,0 kPa para la salida del
vapor. Tipo de destilador fue separador. El diámetro para tuberías de ingreso y salido fue: 5,000E-002m. La restricción que se dio en el sistema, fue únicamente para la corriente GFE, que la temperatura no debía de superar los -24,77 °C. La presión del vessel, fue de 3999 kPa. Además consideramos que no existan perdidas de calor. 4.9 Mezclador (MX2)
Fig. 8. Mezclador 2
En esta sección se analiza la unidad MX 2 (Fig. 8). Aquí, se da el ingreso de la corriente de salida del destilador flash, corriente SDFL (fase líquida), y la otra corriente proveniente del separador flash, corriente STL (fase líquida), las composiciones de entrada a esta unidad (composiciones de salida de separador y destilador flash) será detalladas en la sección: “Resultados y discusión”. De similar forma, la s
corrientes SDFL, y STL, ingresaron a condiciones isotérmicas e
isobáricas. Para nuestra corriente SDFL, la T SDFL: -24,77°C, P SDF: 3999 kPa, FSDF: 57,40 kgmol/h. Finalmente para STL, la TSTL: 15,54°C, PSTL: 4137 kPa, F STL: 137,4 kgmol/h. De igual forma que mezclador MX 1, operó con la condición de “salidas hacia entrada menores”. Por último, en la salida del mezclador MX 2, la corriente ATF, aquí las condiciones de
equilibrios para ambas fases liquidas, T ATF: 3,29°C, PATF: 3999 kPa, GSDF: 194,8 kgmol/h.
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4.10 Torre de fraccionamiento (T F )
Fig. 9. Sistema del destilador.
En Fig. 9 se describe, la entrada de la corriente, que se origina en la salida de la MIX 2, ATF entra a estas condiciones: TATF: 3,297 °C, PATF: 3999 kPa, GATF: 194,8 kgmol/h, y la fracción en vapor fue alrededor 0,0133. La operación de TF se la denota de la siguiente manera: -
Números de etapas (platos) empleados fue: 10
-
La inyección de la corriente ATF, se la realizó en el plato 5.
-
La presión del condensador fue: 1379 kPa.
-
La presión del re hervidor fue: 1413 kPa.
-
EL modelo del condensador fue: flux reflux
-
∆P: 0,00 kPa, para caso de re hervidor.
-
∆P: 0,00 kPa, para caso de condensador.
Para el caso de las especificaciones, de TF: -
Radio reflux, fue de 1,00 molar para condensador (50% para condensador y 50% para rehervidor), cabe señalar
que se incluyó vapor. -
Un flujo vent, de 49,81 kgmole/h, el flujo base fue molar, para los gases o corriente superior de TF.
-
Y por último, la composición de fracción en el re hervidor, fue 2,00E-002 (fase liquida para propano), para la
etapa únicamente. La resolución de, para este último sistema abarcó lo siguiente: -
El máximo número de interacciones, fue de 10000
-
La tolerancia del error de equilibrio, no sobrepaso los 1,0000E-5
-
La tolerancia del error de calor, no sobrepaso los 5,0000E-4
-
El modelo supercrítico fue: K simple.
-
EL nivel de trazas, fue bajo.
-
El modelo de resolución de esta etapa fue: HYSIM (dentro y fuera)
-
Factor de amortiguación, fue de 1.00 (arreglado)
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-
EL tipo de eficiencia fue: total (para todos)
El tamaño de empaquetado, se denota a continuación: -
Tipo interno: plato
-
Diámetro: 1,5 m
-
Espacio de bandeja: 0,55 m
-
Factor de barrido: 1,00
5. Resultados 5.1 Mezclador (MX1)
El cambio en la composición de los componentes en el mezclador está dado por la suma de las fracciones molares de los componentes de las dos corrientes de entrada así: Componentes:
F1(fracción molar)
F2 (fracción molar)
Nitrogen
0.0100
0.0179
n-Butane
0.0400
0.0345
i-Butane
0.0400
0.0431
Propane
0.1000
0.1136
Ethane
0.2000
0.1666
Methane
0.6000
0.6244
CO2
0.0100
0.0000
Suma:
1.0000
1.0000
Smx1 (fracción molar) 0.0132 0.0378 0.0412 0.1054 0.1866 0.6098 0.0006 1.0000
En este equipo trabajamos bajo condiciones isotérmicas e isobáricas por lo cual estos parámetros permanecen constantes inclusive luego del mezclado. 5.2. Separador tipo flash (STF )
El separador la corriente total de entrada al sistema se divide en dos corrientes más pequeñas debido a la diferenciación de los componentes según la fase en la que se encuentre en este caso las fase liquida y gaseosa: STV STL SMX 1
FLUJO MOLAR 360.7 137.4 498.1
En este proceso trabajamos a condiciones isotérmicas e isobáricas por lo tanto su grado de energía se ve afectado solo por la reducción de los componentes en cada uno de los flujos. 5.3. I ntercambiador de calor gas/gas (I G/G)
Debido al cruce de las corrientes en el intercambiador de calor existe una reducción de temperatura en la corriente STV y un aumento de en la temperatura en su contracorriente de entrada SDFG, a la par de este intercambio de energía en las corrientes respectivas dado que las corrientes pasan por conductos diferente y no se mezclan sus flujos la composición se
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mantiene tanto a las entrada como a la salida. Considerando la reducción de la presión y temperatura en la corriente STV para su salida del intercambiado una pequeña fracción de flujo cambia de fase a liquido. VAPOR TEMPERATURA (C) PRESION (KPa) FLUJO MOLAR (kgmol/h) ENTALPIA (KJ/kgmol)
STV 1.0000
SGIG/G 0.9552
SDFG 1.0000
SGIFG/G 1.0000
15.54
3.191
-24.77
10.56
4137
4068
3999
3930
360.7
360.7
303.3
303.3
-7.966e+004
-8.7075e+004
-7.840e+004
-7.711e+004
5.4. E nfri ador (E )
En el proceso de enfriamiento que continua al intercambiador de calor esta dado para aumentar el cambio de fase de los componentes en la corriente de salida SGIG/G a fase liquida específicamente con un cambio en la presión propio de este descenso de la temperatura pero manteniéndose constante su composición. VAPOR TEMPERATURA (C) PRESION (KPa) FLUJO MOLAR (kgmol/h) ENTALPIA (KJ/kgmol)
SGIG/G 0.9552 3.191 4068 360.7 -8.7075e+004
GFE 0.8408 -24.77 3999 360.7 -8.330e+004
La corriente GFE está establecida como la salida de todos los componentes gaseosos como líquidos incluidos los de la corriente de salida SGFIG/G del intercambiador que cuentan con un ajuste establecido para mantener esta fase liquida con la presión a la cual estamos trabajando por lo tanto esta corriente cuenta con estos composición ya ajustada para este adicionamiento. 5.5. Destilador tipo flash (D F )
En un proceso de separación de tipo destilación flash donde se trabaja en un medio isotérmico e isobárico se separan estas fases de la corriente GFE en la corriente de vapor SDFG y la corriente liquida SDFL. SDFG SDFL GFE
FLUJO MOLAR 303.3 57.4 360.7
Los cambios que se dan en las energías de cada corriente están dados por la reducción de su concentración de los componentes en cada una de las corrientes de salida más no por la entrada o fuga de salida del sistema. La corriente SDFG es la corriente que ingresa en el intercambiador de calor para la primera reducción de la temperatura en este equipo, por el choque térmico de dos corrientes con una gradiente de temperatura muy elevada.
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5.6. Mesclador (MX 2)
La corriente liquida del separador SDFL y la corriente liquida del primer separador STL se mezclan en un equipo donde existe un cambio en todas las variables dado la diferencia en todas las condiciones de las dos corrientes de mezcla así: VAPOR TEMPERATURA (C) PRESION (KPa) FLUJO MOLAR (kgmol/h) ENTALPIA (KJ/kgmol)
SDFL 0.000 -24.77 3999 57.40
STL 0.0000 15.54 4137 137.4
ATF 0.0133 3.297 3999 194.8
-1.091e+005
-1.148e+005
-1.131e+005
De esta manera también sus composiciones se ven afectadas puesto que sus concentraciones molares son diferentes en cada una de las corrientes: Componentes Nitrogen n-Butane i-Butane Propane Ethane Methane CO2 Suma:
SDFL(fracción molar) 0.0022 0.0330 0.0472 0.2319 0.4148 0.2597 0.0111 1.0000
STL (fracción molar) 0.0018 0.1225 0.1282 0.2589 0.2748 0.2088 0.0049 1.0000
ATF (fracción molar) 0.0019 0.0961 0.1043 0.2510 0.3161 0.2238 0.0067 1.0000
La corriente de salida del mezclador ATF alimenta una torre de fraccionamiento con 10 platos reales donde los componentes más volátiles pasan a un condensador donde trabajamos con reflujo total para los condensados que vuelven a la torre, mientras que los incondensables salen del sistema con una composición baja de los componentes. 5.7. Torre de fraccionamiento (TF )
La corriente de salida del mezclador ATF alimenta una torre de fraccionamiento con 10 platos reales donde los componentes más volátiles pasan a un condensador donde trabajamos con reflujo total para los condensados que vuelven a la torre, mientras que los incondensables salen del sistema, con una composición baja de los componentes de mayor interés. En la parte inferior de la torre llegan los componentes más pesados que salen del sistema pero antes pasan a un re hervidor que calienta y libera los componentes volátiles que pudieran llegar a esta etapa dando una composición elevada en composición de elementos pesados y nulos de volátiles. Los cambios de temperatura tanto en el condensador como en el re hervidor promueven un cambio en la energía como en sus composiciones.
VAPOR TEMPERATURA (C) PRESION (KPa) FLUJO MOLAR (kgmol/h) ENTALPIA (KJ/kgmol)
ATF 0.0133 3.297 3999
GSTF 1.0000 -75.15 1379
PLTF 0.0000 23.19 1413
194.8
49.8
145
-1.131e+005
-8.602e+004
-1.195e+005
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Componentes: Nitrogen n-Butane i-Butane Propane Ethane Methane CO2 Suma:
ATF (fracción molar) 0.0019 0.0961 0.1043 0.2510 0.3161 0.2238 0.0067 1.0000
GSTF (fracción molar) 0.0076 0.0000 0.0000 0.0000 0.0944 0.8764 0.0225 1.0000
PLTF(fracción molar) 0.0000 0.1291 0.1402 0.3372 0.3922 0.0000 0.0013 1.0000
6. Conclusiones El proceso de simulación desarrollado converge debido a las estimaciones de varios datos. En el mixer 1 existen 2 fases, líquida y vapor definida con un flujo y composición detallado en la sección de resultados. Como ya se indicó la especificaciones de esta sección del proceso son adiabáticas e isotérmicas por lo tanto el consumo energético se limita al transporte de la corriente de masa que ingresa y sale de la operación de mezclado. El separador flash divide las dos fases generadas por acción de la fuerza entre las partículas y el ambiente del separador, es decir los compuestos que tienen menor energía interna se precipitan y su estado de agregación es líquido. La fase de vapor se eleva ya que la energía interna que tienen sus componentes hace que sobrepase el punto de ebullición. La energía que se transfiere en el intercambiador de calor permite que sistema no pierda energía y el consumo energético se minimice generando una optimización energética del proceso. La temperatura y reflujo total de vapor en el ajustador son indispensables mantener una temperatura baja. El método de ajuste usa el matemático de la secante que es empleado para la resolución de dos variables. En nuestro caso se ajustó la temperatura. En el destilador tipo flash se genera un reflujo, en esta sección se garantiza un mayor grado de pureza de compuesto. El número de platos en la torre de fraccionamiento se determina con los métodos de McCabe-Thiele o Ponchon Savarit este último método las describe de mejor manera.
R EFERENCIAS [1] Carrasco, G., & Efraín, F. (2012). Optimización del proceso criogénico de Planta de Gas mediante simulación para incrementar la producción de Gas Licuado de petroléo (G.L.P.). Recuperado a partir de http://repositorio.educacionsuperior.gob.ec//handle/28000/1181. [2] Iijima, T., & Takeno, T. (1986). Effects of temperature and pressure on burning velocity. Combustion and Flame , 65(1), 35-43. http://doi.org/10.1016/0010-2180(86)90070-2 [3] D.Y. Peng, D.B. Robinson. A New Two-Constant Equation of State. Industrial and Engineering Chemistry: Fundamentals 15 (1976) 59 – 64. [4] Chemical Engineering. (1987). McGraw-Hill Publishing Company.