Diseño de Procesos en Ingeniería Química Enrique Aguilar Rodriguez

Diseflo de procesos en ingenieria quimica

Diseno de procesos en ingenieria quimica Enrique Aguilar Rodriguez

1NS11lUT8 MUlCANO ilL P£TULEO

INSTITUTO POLlTECNICO NACIONAL

Mexico

Coedici6n:

Instituto Mexicano del Petr61eo

Instituto Politecnico Nacional

Gerente de Comunicacion Social y Relaciones Publicas: Paulino Sabugal Femandez Responsable del programa editorial: Rene Anaya Sarmiento Cuidado de la ediclon: Beatriz Gonzalez Barcenas Diseno de portada y edicion: Omar Montoya Hemandez Fotografia de portada: Pedro Espindola Serrano

Director de Publicaciones: Arturo Salcido Beltran Division editorial: Hector Bello Rios Procesos edltoriales: Manuel Toral Azuela

Diseno de procesos en ingenieria quimica

D. R. © 2007, Instituto Mexicano del Petr61eo Eje Central Lazaro Cardenas Norte 152 Col. San Bartolo Atepehuacan Delegaci6n Gustavo A. Madero, 07730 Mexico, D.F.

ISBN 968-489-037-0

FIPN-2007-113

Todos los derechos reservados. Queda prohibida la reproducci6n total 0 parcial de esta obra por cualquier medio 0 procedimiento, comprendidos la reprografia y el tratamiento informativo, la fotocopia 0 la grabaci6n, sin la previa autorizaci6n por escrito del Instituto Mexicano del Petr61eo y el Instituto Politecnico Nacional.

"Impreso y hecho en Mexico/Printed and made in Mexico"

Este libro esta dedicado a los j6venes ingenieros quimicos, quienes con sus sueiios al hombro y su trabajo diario, habran de hacer uso de nuestra disciplina para que este mundo sea mas digno y justa para la vida humana .

.Para Carmen, impulso de vida y refugio seguro. Para Joan Manuel Serrat, sutil inspiraci6n y delicada poesia.

Si desedis aprender de las Jormas de las casas, empezad par el detalle, y s610 pasiis de un detalle a otro cuando haydis fijado el primero firmemente en la memoria y os haydis Jamiliarizado bien can il.

Leonardo da Vinci

Contenido

Contenido

Contenido

15

A manera de prologo 1

Los conceptos de proceso y de diseiio de procesos 1.1 Introducci6n. 1.2 El proceso. 1.3 Arquitectura conceptual de un proceso. 1.4 El disefio de procesos.

19

2

Sintesis de esquemas de proceso 2.1 Modelos de construcci6n y sintesis de esquemas de proceso. 2.2 Grados de libertad. 2.3 Variables para una corriente. 2.4 Grados de libertad para una unidad de proceso. 2.5 Grados de libertad en un diagrama de flujo. 2.6. Diagramas de flujo de proceso (DFP).

29

3

Dilemas de las variables de proceso y reglas heuristicas 3.1 Los gradientes y resistencias de los procesos. 3.2 El dilema universal en ingenieria de procesos. 3.3 Reglas heuristic as en disefio de proceso.

63

4

Seleccion del sistema de reaccion 4.1 Las fronteras naturales de una reacci6n quimica. 4.2 Efecto de las variables de proceso en el equilibrio quimico. 4.3 Criterios para determinar el comportamiento de reactores. 4.4 Tipos de sistemas reaccionantes. 4.5 Determinaci6n de la conversi6n del reactor 4.6 Selecci6n del tipo de reactor. 4.7 Fase de la reacci6n. 4.8 Esquemas de intercambio de calor en reactores.

83

5

Seleccion del esquema de separacion 5.1 Separaci6n de mezclas heterogeneas. 5.2 Separaci6n de mezclas homogeneas. 5.3 Variables de diseno en destilaci6n. 5.4 Otras opciones de separaci6n de mezclas homogeneas.

105

6

Seleccion del esquema de intercambio termico 6.1 La relaci6n temperatura-ental pia de un fluido. 6.2 La integraci6n termica de procesos. 6.3 Representaci6n de mallas de la red de intercambio termico. 6.4 Construcci6n de las curvas compuestas. 6.5 La Tabla problema. 6.6 La curva gran compuesta. 6.7 El punto de pliegue y su significado. 6.8 Disefio de la red sobre el punto de pliegue. 6.9 Disefio de la red por

121

-13-

Diserio de Procesos en ingenieria Quimica

debajo del punto de pliegue. 6.10 Diseflo integral de la red de intercambio de calor. 7

Filosofia operacional 7.1 Variables de operaci6n y control de proceso. 7.2 Operaciones anormales. 7.3 Procedimientos de operaci6n especial. 7.4 Requerimientos de control analitico del proceso. 7.5 La ejecuci6n de la corrida de pnteba (test run). 7.6 La ejecuci6n de una auditoria operativa.

145

8

Estimacion del costo y la rentabilidad de los procesos 8.1 El objetivo. 8.2 Estimaci6n de costos. 8.3 Costos de capital anualizados. 8.4 Valor presente neto (VPN). 8.5 Tasa interna de retorno (TIR).

173

9. Caso de estudio: licuefaccion del gas natural 9.1 Planteamiento del problema. 9.2 Trabajo te6rieo de eompresi6n. 9.3 Proeesos de lieuefaeci6n. 9.4 Expansi6n de JouleThompson (ciclos de Linde). 9.5 Ciclos de Linde a alta presi6n. 9.6 Cicio de Linde de alta presi6n con doble expansi6n de gas. 9.7 Cicio de Linde simple con preenfriamiento de la earga con refrigerante. 9.8 Cidos de lieuelacci6n con generaci6n de trabajo de expansion. 9.9 Cic10s de licuefaecion en easeada de refrigeraci6n. 9.10 Conclusiones

191

P. Problemas de aplicacion P. Capitulo 1. P. Capitulo 2. P. Capitulo 3. P. Capitulo 4. P. Capitulo 5. P. Capitulo 6. P. Capitulo 7. P. Capitulo 8

225

Siglas y abreviaturas. indice de figuras. tndice de tablas

245

-14-

A manera de pr61ogo

A manera de pr61ogo

L

a ingenieria de procesos integra y aplica la filosofia y el conocimiento de la ingenieria quimica. Como tal, no es una disciplina exacta pero tampoco se basa en el empirismo; conserva ese fino equilibrio entre el conocimiento racional y la intuici6n; entre la experiencia y la innovaci6n; entre el metodo y la idea surgida de la nada; entre la pureza del conocimiento y la objetividad del beneficio econ6mico. Es ademas de cankter universal, es decir, no esta restringida a un ambito social 0 econ6mico; su objetivo ultimo es establecer esquemas de proceso y condiciones de operaci6n que resulten en plantas qufmicas que operen en forma 6ptima desde un punto de vista econ6mico. Por 10 anterior, el dominio de esta disciplina requiere de un largo proceso de maduraci6n, que va desde la asimilaci6n de las bases fundamentales de la ingenieria qufmica, pasando por los principios de conservaci6n, del equilibrio termodinamico, de la cinetica de los procesos y de los elementos econ6micos asociados, hasta llegar a un conocimiento integral para comprender la interrelaci6n entre las variables tecnicas y econ6micas que determinan el comportamiento y desempeno de un proceso. EI conocimiento, la intuici6n y aun la emoci6n se entrelazan para que el ingeniero de proceso encuentre, de entre muchas opciones, las mas factibles, operables y econ6micas, que conduzcan a procesos y soluciones 6ptimas. En la ultima decada, la disciplina ha evolucionado considerablemente, principal mente por las facilidades de calculo asociados al desarrollo y aplicaci6n de software, que permite realizar las actividades de analisis, sintesis y optimizaci6n, con mayor rapidez y exactitud. Pero las decisiones conceptuales y filos6ficas que eshln atras de las grandes innovaciones, que aportan el mayor beneficio econ6mico al diseno y que son las que distinguen a los buenos ingenieros de proceso, siguen basadas en su dominio del conocimiento, su intuici6n, su imaginaci6n y sus sensatas concepciones e ideas. He tenido en mente las consideraciones anteriores para escribir este libro de diseno de procesos. Me ha animado tambien recordar los obstaculos naturales que encontre al iniciarme en este campo, como la falta de informaci6n ordenada y orientada a la aplicaci6n, pero sobre todo de documentos en donde los aspectos conceptuales y filos6ficos fueran establecidos y discutidos con claridad y profundidad. Encontre, entre lineas de diversos textos y en la interacci6n con mis colegas, conceptos que me fueron formando, pero este fue un proceso azaroso y muchas veces lento.

-17-


Este texto busca dar prioridad a la discusi6n conceptual y a la asimilaci6n de las bases que soportan la disciplina, sacrificando en algl.lna medida tanto la aplicaci6n "mecanica", importante pero no formativa, como la elaboraci6n y aplicaci6n detallada de model os matematicos y algoritmos, que por su importancia son motivo de un curso de mayor especializaci6n en el area. Para ilustrar la aplicaci6n de diversos temas que se tocan a 10 largo del texto, he incluido un capitulo final con un caso de estudio que ha sido llevado a la practica industrial en forma exitosa. Una buena parte del material presentado es resultado de las discusiones sostenidas y compartidas con colegas, ingenieros de proceso en el Instituto Mexicano del Petr61eo, a quienes reconozco su profesionalismo y entrega a esta disciplina, que alli se sembr6, £loreci6 y ha dado frutos notables para la industria petrolera nacional. Los capitulos 2 y 7 contienen parte del material que para prop6sitos de capacitaci6n se elabor6 con algunos colegas del instituto. A 10 largo de la elaboraci6n de este libro he tenido en mente a los j6venes ingenieros que se inician en el area, con la intenci6n de mantener e incrementar ese interes inicial por la especialidad de disefio de procesos. Finalmente, agradezco a mis alumnos de licenciatura y posgrado del Instituto Politecnico Nacional y de la Universidad Aut6noma MetropolitanaAzcapotzalco, muchos de ellos hoy brillantes tecn610gos e ingenieros de proceso, porque a traves de su entusiasmo, ingenuidad y entrega me han impulsado a intentar ser maestro, oficio de la construcci6n, del tejer y destejer, del que siempre seremos aprendices.

Enrique Aguilar Rodriguez Ciudad de Mexico.

-18-

1 Los conceptos de proceso y de diserio de procesos

Nada se edifica sobre fa piedra, todo sobre fa arena, pero nuestro deber es edificar como si fuera piedra fa arena. Jorge Luis Borges

Los conceptos de proceso y de diseno de procesos

1.1 Introducci6n

Una caracteristica distintiva del ser humano es su capacidad de transformar los elementos que se presentan en la naturaleza, con el objeto de asegurar su supervivencia, mitigar las condiciones naturales adversas que 10 rodean y lograr mayor confort en su vida diaria. Esta caracteristica de nuestra especie ha dado lugar tanto al descubrimiento de principios que rigen el comportamiento de la materia, como al desarrollo de equipos y herramientas que han permitido realizar procesos de transformaci6n en forma cada vez mas precisa, y con un uso mas eficiente de recursos materiales y econ6micos. Un proceso de transformaci6n fisicoquimica es un sistema que permite modificar en su composici6n 0 condiciones de estado (presi6n, temperatura y tipo de fase) a una 0 varias sustancias, para dar lugar a uno 0 mas productos generalmente de mayor valor. Para lograr 10 anterior los procesos requieren tres elementos basicos: (1) equipos, (2) energia y (3) quimicos, aditivos y catalizadores. Los equipos son aquellos elementos en donde fisicamente fluyen, se almacenan 0 se transforman las sustancias presentes a 10 largo del proceso (tanques separadores, compresores, reactores, cambiadores de calor, torres de destilaci6n, etcetera). La energia que el sistema intercambia con el exterior permite a las sustancias que se procesan modificar su contenido energetico y, con ello, sus propiedades fisicoquimicas, con el fin de tener el potencial necesario para realizar las transformaciones deseadas. Por 10 general hay dos formas de energia que de manera mayoritaria se transfieren en los procesos fisicoquimicos: el calor y el trabajo meccinico. Otras formas de energia tambien se intercambian, pero su importancia relativa es menor que las anteriores. Finalmente, los quimicos, aditivos y catalizadores desempenan funciones especificas para promover 0 inhibir algunas de las transformaciones que se efectuan a 10 largo del proceso, con el prop6sito de mejorar su desempeno global. Ejemplo de estos elementos son los inhibidores de la corrosi6n y los desemulsificantes. 1.2 EI proceso

Con la perspectiva anterior, un proceso fisicoquimico puede esquematizarse como se muestra en la figura 1.1. -21-

Diserio de procesos en ingenieria quimica

Energia Quimicos, aditiYos y calalUadOfH

D

D

Produclo5

Equipos

D

D Energla

Figura 1.1 Elementos de un proceso fislcoqulmlco.

Desde el punto de vista econ6mico, un proceso de transformaci6n fisicoquimica tiene como objetivo obtener productos de mayor valor agregado a partir de materias primas de menor valor relativo, para 10 eual se requiere realizar una inversi6n inicial en equipos de proceso, as! como asignar recursos econ6micos para la operaci6n por los conceptos de consumo de energia, quimicos, aditivos y catalizadores. El concepto de proceso como un sistema que consume y produce valor econ6mico se presenta en la figura 1.2.

$_i61l

[I I

$ Operaci6n

• Equipo

S Matelias primas

$ Ene,!!",

$ Quimicos, aditivo.

,_UdO"'''

> > > >

Proceso

Figura 1.2 EI proceso como sistema econ6mlco.

-22-

S Produc:tos

Los conceptos de proceso y de diserio de procesos

1.3 Arquitectura conceptual de un proceso

Independientemente de su complejidad y diversidad, todo proceso fisicoquimico contiene dentro de si cuatro elementos que se integran en una arquitectura fija, como se muestra en la figura 1.3.

;,.......,.......,.............................................,.......................•'.............................'" ...................i !

Corrientea de recircwacion

:

• •~

•

~

f· ...... ·..·. ·,,·..·....,,· .. ·...... ·..·..··· ..···········..··..········.........:

i

i

t ,.. Malarias primas

..

AeondiCionamiento de mateo.. prima.

1.

.

Raaeeion quimiea

f-+

5eparaCion de productos

~l Produetos ,

Figura 1.3 Arqultectura conceptual de un proceso.

EI primer bloque tiene como proposito acondidonar las materias primas para que el proceso de reacdon que Ie sigue se lleve a cabo en forma mas efidente. Asi, por ejemplo, en algunos casos es necesario limitar el contenido de alg(m componente que pudiera inhibir el comportamiento del catalizador en la reacdon, 0 por el contrario se requiere agregar alg(m compuesto que promueva 0 inhiba algunas de las reacdones presentes en el proceso; tambien en este bloque las materias primas se llevan a las condidones termodinamicas (presion, temperatura, fase) que mejor se ajustan a las necesidades de la etapa de reacdon. El segundo bloque es el proceso de transformadon quimica, conformado general mente por un reactor qui'mico acondidonado para llevar a cabo la transferenda de masa y energia asodadas, de la manera mas efidente posible. Debido a que ninguna reacdon quimica es totalmente selectiva hacia el producto que se desea en el proceso, el efluente del sistema de reacdon estara constituido siempre por: (a) el producto deseado, (b) subproductos de la reacdon, (c) materias primas que no reacdonan y (d) componentes inertes a la reacdon. Lo anterior hace necesario integrar el tercer bloque del proceso inmediatamente despues del sistema de reacdon, para llevar a cabo la separacion de los productos contenidos en el efluente del reactor; obtener la cantidad y calidad de los productos de interes, principalmente el producto principal; y algunos subproductos que tienen tambien valor comercial y economico.

-23-


Las materias primas y algunos componentes inertes, ya aislados durante la etapa de separacion de productos son generalmente reciclados para su reprocesamiento, 10 cual da lugar al cuarto elemento del proceso, conformado por la(s) corriente(s) de recirculacion, que dependiendo de su cantidad y composicion se integran al proceso en diferentes puntos. En las cuatro etapas se tienen presentes intercambios de energia con el exterior, con el fin de incorporar el potencial energetico requerido para que la preparacion de materias primas, la reaccion, la separacion de productos y el reprocesamiento de las corrientes de recirculacion se Heven a cabo apropiadamente. De la discusion anterior se desprende que un proceso puede ser considerado como un gran sistema, cuyo proposito fundamental es la transformacion de sustancias en otras de mayor utilidad y valor agregado. Este sistema contiene dentro de sf pequefias celulas conformadas por los equipos de proceso, que tienen "vida propia" al procesar sustancias e intercambiar energia con el exterior, con una funcion univocamente determinada, por ejemplo aumentar la presion de la sustancia, llevar a cabo una reaccion, purificar un producto, etcetera. Asf, un proceso puede pensarse como un sistema cuya topologia la conforman equipos de proceso interconectados mediante corrientes (C) en las que fluyen diversas sustancias, que ademas reciben 0 ceden energia en forma de calor (Q) 0 trabajo (W); adicionalmente, pueden recibir 0 contener catalizadores (CAT), qufmicos (QUIM) 0 aditivos (AD). Una topologia tipica de un proceso fisicoqufmico se ilustra en la figura 1.4.

r·--·. ·. . . ·. . ·. . . ·. . ·. ·. ·. . · · ·. ·. . ·····. · . . ·. . ·........·. . ···1 ·::~

: Cf

C10

-'''''''---01

!

M.tena.i

A02

C3

01

C4

W1

:

i ! I---+--fl. . p

prim. . '

Q2

o C2

d

u o t

o

o

Q4

•

QIM2

!

._--------------------------------------------_.-_ .. _--------------_. __ ._--_._._--_._---_._---_._j

Figura 1.4 Topologla de un proceso.

-24-

Los conceptos de proceso y de diserio de procesos

1.4 EI diseno de procesos

El disefio de procesos tiene como proposito definir una topologia de procesamiento con la que, manteniendo criterios de rentabilidad economica, sea posible transformar materias primas en productos con especificaciones previamente establecidas. El problema y las preguntas por responder mediante el disefio de procesos pueden ilustrarse como se muestra en la figura 1.5. 't ......................................................, •..........................................,

.I ..'

:

Materias ; I primas : (especificadasl

!,

. !: •

a...QIHI*/IWIIM, de qu
,cOmo H

~rcDf'II!Ctan

....qu......t?

los I!quipos !;;Dn corl'ienles de: proc:.!lO?

C.l.CU&Ies son In condicione• • _"",iOB mas ......d.. ?

d.l.Cuinta energla n ,equjere y t:6mo se IIllOlmil.,?

JQ

!-oi_ _

,=

: i,

~

-_",Q

;-'

•. i. Qui c.antiClad y c:6mo sa kleorpotan lOS quim.cos, aMiY'Os

~

Productos

(eapecificadosJ

y catalizaclorea? f. <.C~I . . ta ....lIIabilida4 d.1 pt<>e.~O?

:--_....,~

!_---------------------------------------------_._-----------------------------------.---------_.: Figura 1.5 EI problema del dlseflo de procesos.

Las tecnicas y metodologias para establecer topologias orientadas a optimizar el valor economico de los procesos se presentan mas adelante. Aun despues de esta discusion, existe una interrogante conceptual en relacion con el papel del disefio de procesos, tanto desde el punto de vista de utilidad", como de su capacidad para agregar valor econornico a quien invierte recursos para que el proceso pase de una idea a una realidad en que existe la planta y opera satisfactoriclmente. La figura 1.6 esquematiza los pasos y secuencias que se siguen durante el proceso de disefio. II

-25-


Detecci6n de una ne<:eSidad social o de una op<>rtunidad

de mercado

Dise~o

conceptual de opciones de proceso

No

Figura 1.6 EI proceso de diseflo en un proyecto Industrial.

-26-

Los conceptos de proceso y de diseiio de procesos

Se observa que el proceso de disefio se inicia con la deteccion de una necesi-

dad real 0 potencial que si se cubre adecuadamente con un producto, este podra ser introducido en el mercado para satisfacerla. En esta etapa se establece con la mayor daridad posible la especificaci6n tecnica esperada, as! como el volumen probable de fabricaci6n del producto. La siguiente etapa la conforma la generacion de las opciones tecnicamente posibles y "razonables" de procesamiento; es decir, los esquemas que podrian elaborar el producto de acuerdo con la cantidad y calidad esperados. Esta es una etapa de caracteristicas conceptuales (ideas) y por 10 tanto de tipo cualitativo. Para hacer una discriminaci6n 0 selecci6n de opciones se requiere una tercera etapa de analisis critico, de caracter cuantitativo, en la que se establezcan dimensiones y caracteristicas de equipo, consumos de energia y esquemas de procesamiento, para generar una informaci6n de tipo general, que permita determinar que la idea es viable, tanto por razones tecnicas como econ6micas, en cuyo caso habra que continuar. Si se muestra la no factibilidad, habra que abandonar el proyecto. Si el proyecto continua, es posible que durante el analisis se hayan encontrado nuevas ideas de procesamiento que enriqueceran y mejoraran las opciones propuestas, por 10 que se regresara al disefio conceptual para generar nuevas ideas. Pasando esta parte se entrara a la etapa de accion, que induye la ingenieria en sus diferentes fases y la construcci6n y puesta en marcha de la planta. Primero se efectua el disefio de proceso, que es similar a la etapa de analisis critico, pero en este caso se realiza con detalle el calculo de proceso (dimensiones de equipo, consumo de energia, etcetera) que permita estimar cuantitativamente y con mayor precisi6n la factibilidad econ6mica de las opciones, as! como seleccionar la mas atractiva. Tambien en esta etapa es posible encontrar la no factibilidad del proyecto y abandonarlo; si se continua, se debera a que se habran podido generar ideas y elementos nuevos para enriquecer el esquema, por 10 que podria regresarse nuevamente a la etapa de disefio conceptual. Si no hay nuevas ideas, se prosigue con la secuencia del proceso. Superadas las etapas anteriores, se entra a la etapa de ingenieria de detalle, procura de equipo y construccion (IPC) de la cual se genera Ia informaci6n final de pIanos constructivos de equipo y perifericos, y se realiza la elecci6n e instalaci6n de todos los elementos de la planta. Finalmente, se lle-27-


van a cabo las pruebas de arranque y puesta en marcha que, al ser exitosas, llevanin a la planta a su operaci6n normal, y a elaborar el producto deseado en forma constante. Para ilustrar esta filosofia de trabajo se presenta en la figura 1.7 un ejemplo hist6rico de un proyecto exitoso de elaboraci6n de un producto ind ustrial.

_eta

~ ~

Se deflCl en 01 rnercado de I»que~& oonsumidofes de ()J(tgeoo

1 SQ,

~ ~

Ewdiar 'f adiitptat' proceso

criogenico pant xparar

u"cuennn p1anllti;

·u_" de Ia """"cidad _ _ do, poro con olgunos

OXlveno del ~;re

equipos no Utile.

Existen 81 menos cuatro teooologias co",""cialo& pam

Del .... ~... do "'''''''SO oe conduye que se puede utilizar "".... 8O'M> del equip> de 10 planta vieja Ytener un costo de prodUcd6n 1511> menor quo

eI propOsito dese;!oo _Se

nace un di~amfent.o y .ni~atS pretiminar

.1 de DS c;ompe1ktores

EI ~ de produoci6n en planta de beja eacala es muy aito (40"11> mayof que eI de los

compeli
I

Se hace Is inDenierio biak:a "I dodotili<>dola. mod~hc:8Cione.

II Ia pants

ox-.rno (R.... mp)

St GOmpra Ia planta 'I

tie

sd(J.Iiere nuevo equlpo

! Con5truooiOn 'I arrlnque

1

I

Suscar mereaoo para el hetto" suscepn:;~ de produc"... como lIlJbjl
~-.--..-.-..---.----.-.-.•..-.--

Fig. 1.7 EjempJo de secuencias de un proceso de diseflo.

-28-

• ....1

2 Sintesis de esquemas de proceso

La belleza enlaza y suprirne dos estados opuestos, sentir y pensar. Friedrich Schiller

Sintesis de esquemas de proceso

2.1 Modelos de construcci6n y sintesis de esquemas de proceso

La transformacion de materias primas en otros productos deseados, generalmente no se logra en una sola etapa sino que requiere una diversidad de transformaciones, cada una de las cuales lleva un equipo de transformacion parcial intermedia, que integrada al resto de las etapas en forma ordenada resulta en el proceso de transformacion. Las etapas de un proceso consisten en procesos de reaccion, separacion, calentamiento, enfriamiento, cambio de presion, incorporacion de nuevo material, etcetera. La definicion de cad a una de las eta pas, asi como la manera en que estaran interconectadas por corrientes de proceso para llevar a cabo la transformacion final, conforma la actividad Sintesis del proceso. Esta tiene como producto final el establecimiento del diagrama de flujo de proceso, que consiste en la representacion esquematica de las etapas de este y la forma en que estan interconectadas por eorrientes de flujo. Sintetizar 0 construir un esquema de proceso, partiendo solamente de la cantidad y especificacion de las materias primas y de los productos esperados, es una tarea esencial en el disefio de procesos, para 10 eual se tienen dos enfoques conceptuales. 2. 1. 1 Establecimiento de una estructura irreductible

Este modelo establece que un esquema de proceso debe estructurarse en un solo paso, siguiendo una secuencia jerarquica para definir las eta pas del mismo, por medio de 10 que se llama el Modelo de cebolla, en el cual se tiene como nucleo y prioridad definir el esquema de reaccion involucrado y tratar de optimizar su disefio; posteriormente, se debe seleccionar el sistema de separacion y las corrientes de recirculacion asociadas; en seguida se define la red de intercambio de calor; y finalmente la red de servicios auxiHares necesarios para proporcionar la energia adicional que rcquiere el proceso. Este modelo se representa esquematicamente en la figura 2.1. En este enfoque es necesario asegurar un esquema optimo 0 cercano al optimo de cad a una de las eta pas de proceso, para 10 cual se cuenta con criterios 0 reglas, producto de la experiencia en la actividad de disefio de procesos, que ha conducido al establecimiento de las llamadas Reglas heuristicas, euya diseusion se hace en el Capitulo 3.

-31-

Diserio de procesos en ingenierla quimica

Figura 2. 1 ModeIo de cebolla para establecer una estructura Irreductlble.

2.1.2 Optimizacion de una estructura reductible

Este enfoque consiste en establecer inicialmente una superestructura de proceso que incluya todas las operaciones e interconexiones posibles, que permitan lograr los objetivos originales del proceso. Esta estructura puede contener elementos redundantes, que en principia aseguran que esten incluidas todas las posibilidades (etapas y corrientes) que puedan conducir a la obtencion de un esquema de proceso optimo. Una vez establecida la superestructura de proceso se requiere formular, por medio de modelos matematicos, el comportamiento del proceso, para 10 cual se proponen ecuaciones y variables de disefio que representan el comportamiento del proceso. Esas variables pueden describir la operacion de cada etapa (temperatura, presion, flujo y composicion), sus dimensiones (volumen, area de transferencia, altura, etcetera), as! como los parametros economicos asociados a cada una de ellas. Una vez establecido el modelo matematico del esquema de proceso propuesto, se lleva a cabo la optimizacion rigurosa, en la cual se establece que etapas se mantienen, cuales se cancelan y cuales son las condiciones de operacion bajo las que debe operar el proceso para optimizar una funcion objetiva previamente establecida. -3 2 -


Cad a uno de los dos enfoques para establecer un esquema de procesamiento tiene elementos a favor y en contra. AS1, cuando se establece una estructura irreductible se tienen dos desventajas: a) se pueden generar diversas soluciones en cada etapa del disefio, por 10 que dificilmente se puede llegar a obtener un optimo absoluto en el disefio integral del proceso; b) aun cuando se tenga cuidado en buscar la optimizacion de cada una de las etapas (reaccion, separacion, etcetera) es muy diffcil garantizar que se encontrarei el disefio optimo, ya que se da una interaccion muy compleja entre los diversos equipos de proceso, que es diffcil de predecir y cuantificar; sin embargo, este enfoque presenta una gran simplicidad y una logica elemental para el disefiador, la cual se mantiene a 10 largo del proceso de sintesis. Por otro lado, cuando se sigue el enfoque de crear y optimizar una estructura reductible, se tienen dos desventajas: a) no se obtiene la estructura optima si la estructura inicial no la contiene dentro de SI misma, es decir, no se agregan equipos ni corrientes a la superestructura de proceso; b) la toma de decisiones queda a cargo del algoritmo de optimizacion, y el ingeniero de disefio queda fuera de este proceso clave, pues muchas de ellas son intangibles desde el punto de vista de disefio de proceso; por ejemplo, aspectos de seguridad, operabilidad, controlabilidad del proceso, etcetera. Sin embargo, la gran ventaja de este enfoque es que pueden incluirse muchas opciones de disefio simultaneamente y analizarse con gran precision en forma rapida y eficiente, con el uso de computadoras. En general, ambos enfoques pueden ser complementarios, el primero para incluir esquemas que consideren y aprovechen la experiencia del ingeniero de disefio, y el segundo para generar multiples soluciones de mayor complejidad, que conduzcan a esquemas mas cercanos al optimo. 2.2 Grados de Iibertad

Una vez establecido un esquema de procesamiento es necesario proponer los valores de las variables de disefio que pueden establecerse en forma independiente. El numero de variables que pueden suponerse depende tanto del numero total de variables del sistema, como del numero de ecuaciones que describen el comportamiento de los equipos de proceso. El numero de variables que el disefiador puede especificar corresponde a los grados de libertad del sistema, que para cada esquema de proceso deben calcularse apropiadamente. El establecimiento de estos grados de libertad se hace con el fin de maximizar el beneficio economico del proceso.

-33-


La solucion a problemas de disefto de procesos se obtiene resolviendo un gran conjunto de ecuaciones, ya sea en forma secuencial 0 simultinea. Para que un proceso quede completamente determinado es necesario especificar un numero suficiente de variables de disefto (0 grados de libertad), de manera que el nlimero de variables sin especificar sea igual al numero de ecuaciones independientes. Seleccionar un numero incorrecto de variables de disefto conduce a encontrar varias soluciones, una solucion inconsistente 0 ninguna. De 10 anterior se sigue que una forma de determinar los grad os de libertad, ND, es enumerar todas las variables factibles, NY, y restar de estas el numero de ecuaciones independientes, NE, es decir: ND=NV-NE.

Las variables para un proceso pueden ser intensivas, como la composicion, temperatura y presion; extensivas, como flujo total 0 calor transferido; 0 parametros de los equipos, como el area de transferencia en un cambiador o el numero de platos en una columna. Normalmente no se cuentan las propiedades fisicas, como entalpias 0 constantes de equilibrio. 2.3 Variables para una corriente

Se entiende por corriente, el flujo de material entre dos unidades en un esquema de procesamiento. La regIa de las fases nos indica que el numero de variables intensivas que se pueden especificar para un sistema de varias fases en equilibrio, esta dado por: d = C - P + 2,

siendo

d = Numero de variables intensivas. C = Numero de componentes. P = Numero de fases.

Para una corriente en una sola fase que contiene C componentes, se tiene: d = C - 1 + 2 = C + 1.

-34-


Las C+ 1 variables intensivas son: C-l fracciones mol, temperatura y presion. Adicionalmente se debe especificar el flujo total. En este punto es conveniente mencionar que la fraccion mol faltante se trata implicitamente; si se de sea incluirla en la lista de variables para una corriente dada, entonces es necesario considerat: tambien en la lista de ecuaciones la restriccion de sumatoria de las fracciones mol, dada por: 1: Fracci6n mol

= 1.0.

Concretamente, si para una corriente dada se fija su temperatura, presion y composicion, esta queda total mente especificada; en caso de ser multifasica se separara en las fases correspondientes. 2.4 Grados de libertad para una unidad de proceso 2.4.1 Mezclador

Consideraremos la unidad mostrada en la figura 2.2. Las variables del sistema son las asociadas con las corrientes. NV = 3 ( C + 2 )

= 3C + 6.

F1. T1. Pi. Xii. X21 •...... Xci

Mezclador

----+

F3, T3. P3. X13. X23 •...... Xc3

F2. T2. P2. X12. X22 ....... Xc2

Figura 2.2 Unldad de mezc/ado simple.

-35-


Las ecuaciones independientes son:

Ecuaciones

Numero de ecuaciones

Balance de presion: 1

Balance de material por componente:

Balance de material total: 1 1

Balance de entalpia:

1 NO

= C+ 2.

De la ecuacion (1) se tiene:

NO

= ( 3C + 6 ) - ( C + 2 ) = 2C + 4...

De aqui se puede hacer la siguiente observacion: si las corrientes de alimentacion eshln completamente especificadas, las salidas tambien 10 esbin. Es decir, si especificamos las siguientes (2C + 4) variables:

Numero de variables

Variables de diseiio

C -1 1 C -1 1 4

Composicion, XU. Flujo total, Fl. Composicion, Xi2. Flujo total, F2. Temperatura y presion, TIl PI, T2, P2·

NO

-36-

= 2C + 4.


Entonces podemos calcular las variables restantes: F3, T3, P 3, Xi3' para i desde 1 hasta NC - 1. En la figura 2.3 se representa el modelo del mezclador. C+2

C+2

---fI> C+2

C+2

Figura 2.3 Modelo para Ia unldad de mezclado.

2.4.2 "Flash" con intercambio termico

Para la unidad mostrada ell la figura 2.4, las variables son las asociadas con las corrientes y la carga termica, es decir: NV

= 3 ( C + 2 ) + 1 = 3C + 7. F2, T2, P2,

FI, TI, PI, XII, X21, ...... Xci

xu, X22, ...•.. Xc2

.-Q F3.

n. P3. X13. X23....... Xc3

Figura 2.4 Un/dad flash.

-37-

Diselio de procesos en ingenieria qulmica

Las ecuaciones independientes son:

Ecuaciones

Numero de ecuaciones

Equilibrio h~rmico: T2 = T3·

1

Equilibrio en presi6n: P2 = P3 = Pl'

2

Relaciones de equilibrio: Xi2 = Ki Xi3'

C

C-1

Balances de material por componente: Fl XiI = F2 Xi2 + F3 Xi3' Balance de material total: FI = F2 + F3·

1

Balance de entalpia:

1

FIHI = F2 H2 + F3 H 3·

NE

= 2C+4

De la ecuaci6n (1) : ND

= ( 3C + 7 ) - ( 2C + 4 ) = C + 3.

Un conjunto tfpico de variables de disefio es el siguiente:

Variables de diseiio

Numero de variables C -1 1 2 1

Composici6n, XiI' Flujo, Fl' Temperatura y presi6n TI ' Pl ' Carga termica, Q. ND

= C+ 3

Las variables que se calculan son: F21 FJ! T21 TJ! P21 P3, Xi21 Xi3, para i desde 1 hasta C - 1. -38-


Para el "flash" la representaci6n del bloque se aprecia en la figura 2.5. C+2

C+2

2C+4

I-- 1

C+2 Figura 2.5 Modelo para la unldad flash.

2.4.3 Reactor con conversion especificada

Un modelo simple de reactor es el llamado con conversi6n especificada. Este supone que se tienen las cuatro reacciones independientes que ocurren dentro del reactor, se proporciona entonces la estequiometria de estas y se especifica la conversi6n E1, para cada reacci6n. La mayona de los reactores tiene un intercambio termico. Este modelo se representa en la figura 2.6. Adicionalmente se fija la caida de presi6n.

Fl. T1. Pl. Xll, X21, ...•.• Xc1

F2, T2.P2,X12,X22, ...... Xc2 ....

... ....

....

~ ~

,

~

II-

Q

E1, El, ....Er. A p

Figura 2.6 Esquema del reactor.

-39-


Las ecuaciones que se plantean son C-l balances de material por componente, el balance de material total, el balance de ental pia y el balance de presi6n. De esta forma el modelo anterior se representa en la figura 2.7.

C+2

1 - - - C+2

r+2 2V

(E1, E2, ... Er, Q,AP)

Figura 2.7 Modelo para eI reactor.

2.4.4 Otros equipos

Siguiendo un planteamiento similar al anterior, se obtienen las representaciones de bloque para los siguientes equipos. a) Divisi6n de corrientes

r---------'....

I

.

C+2 C+2

5 corrientes

S (C+2) C+2 _ _ _-+I

L..-_ _ _ _. . .

-40-

C+2


b) Cambiador de calor C+2

C+2

2C+4

C+2

C+2

C+2

c) Valvula

1

~p

(+2

(+2 C+2

d) Compresor

2 C+2

~P,

n

-41-

C+2

C+2

Diseflo de procesos en ingenieria qulmica

2.5 Grados de libertad en un diagrama de flujo

Del texto de Westerberg y cois. (19) se tom6 el ejemplo esquematizado en la figura 2.8. A (B,C)

Purga A (8,C) Compresor

AlftlentaciOn

A (B)

Agura 2.8 Olagrama de ftuJo del Etlemplo.

En Ia figura 2.9 se muestra el diagrama de bloques correspondiente a Ia figura 2.8. En la tabla 2.1 se resume la informacion, el numero de ecuaciones y numero de variables, as! como el numero de panimetros de los equipos.

5

Figura 2.9 Olagrama de bloques del eJemplo.

-42-


Tabla 2. 1 Variables y parcflmetros del proceso

MezcIador Reactor Enfriador Valvula Flash Purga Compresor

5 5

5

8

8

5 10

5 5 5 5

0 3 1 1 1 1 2

9

10

5

3 5 5

Agua de enfriamiento Producto Purga

Numero total de ecuaciones Numero de variables totales de las corrientes Numero total de panimetros de los equipos Numero total de variables Grados de libertad

48

55 9

64

16

Lo eual indica que deberan especificarse 16 variables de disefio para establecer un comportamiento unico del proceso. 2.6 Diagramas de flujo de proceso (DFP)

El ingeniero de proeeso utiliza los diagramas de flujo para mostrar la secuencia del proceso, las operaciones unitarias y procesos qufmicos que en el se efectuan, asf como la cantidad de materia y energfa que se transfiere. En suma, representa la topologfa; es decir, la interconexi6n entre equipos y corrientes de proeeso para lograr la transformaci6n de materias primas en productos.

-43-

Diserio de procesos en ingenierla qulmica

Los diagramas que comunmente se emplean en las diferentes companias de ingenieria son el Diagrama de flujo de proceso (DFP) y el Diagrama de tuberia de instrumentacion (DTI). Este capitulo trata unicamente el primer tipo de diagramas. 2.6.1 EI Diagrama de flujo de proceso como fuente de informacion

EI Diagrama de flujo de proceso es el mejor medio de transmision de datos de ingenieria en forma completa y precisa, debido a que es una representacion grafica de todo el sistema, en la que se describe el proceso, se proporcionan datos de las entradas y salidas de materia y energia y se da informacion de los equipos que 10 constituyen. Estos diagramas, ademas de dar una informacion completa y precisa deben ser claros, ya que entender la secuencia de un proceso puede llegar a consumir demasiado tiempo. Asi, para que un diagrama sea facil de entender, requiere que haya side redibujado en varias ocasiones hasta haber logrado la mayor claridad posible. Los diagramas de flujo de proceso practicamente dan informacion a todo el personal involucrado en el proyecto: directivos, jefes de departamento, ingenieros de proyecto, disenadores, fabricantes de equipo, superintend entes de la planta y personal de operacion. Debe tomarse en consideracion que de los datos transmitidos en los diagramas de flujo de proceso, personas de diferentes especialidades desarrollaran los diagramas y documentos subsecuentes, como el diagrama de tuberia e instrumentacion, el plano de localizacion general de equipo, las hojas de diseno y especificacion de equipos, los diagramas de instrumentacion, los estimados de costos y los manuales de operacion y mantenimiento de la planta, entre otros. Tomando en cuenta la gran cantidad de personal involucrado, un buen diagrama de flujo ahorrara a la compania una cantidad importante de horashombre, al obtenerse en unos cuantos minutos la informacion necesaria y evitar interpretaciones erroneas. 2.6.2 Normas para la elaboracion de diagramas de flujo de proceso

Las siguientes normas basic as deben tomarse en cuenta cuando se elabora un diagrama de flujo de proceso. 1. EI diagrama de flujo unicamente debe contener el equipo de proceso y mostrar la interrelacion de estos equipos de acuerdo con la secuencia del flujo de materia, tal como sera desarrollado en el balance de mate-44-


ria y energia. En general el trazo del diagrama se empezara en ellado izquierdo del plano y se terminara en ellado derecho. 2. Es importante generar diferentes opciones de dibujo, de modo que se eliminen al maximo los cruces entre lineas y se minimicen los cambios en direcci6n de estas. Un ejemplo de ella se presenta en la figura 2.10, en la que se muestra una unidad de destilaci6n; sin embargo, aunque es preciso, el diagrama resulta dificil de seguir en comparaci6n al presentado en la figura 2.11, en donde el mismo diagrama se ha mejorado. EI no tener un buen diagrama desde un principio origina que los diagramas subsecuentes, que son mas detallados, se compliquen en forma exagerada. Este caso se muestra en la figura 2.12, en la que al proceso de la primera figura se Ie adicionan los instrumentos de control y algunas lineas auxiliares. En la figura 2.10 la linea del reflujo tiene tres cambios de direcci6n y el mismo mlmero de interrupciones. En la figura 2.12, la linea es interrumpida en cinco ocasiones antes de llegar a la torre, y en la misma figura la linea del agua de enfriamiento tiene ocho cambios de direcci6n y seis cruces antes de llegar al condensador. Las figuras 2.11 y 2.13 muestran el mismo sistema y dan la misma informaci6n; sin embargo, reducen a la mitad el tiempo requerido para su comprensi6n. 3. Es importante utilizar una simbologia para los equipos de proceso que se adecue a un estandar, 0 bien que sea 10 suficientemente general como para que sea facilmente reconocida. Un ejemplo de ella se muestra en la figura 2.14. 4. Los equipos deberan ser identificados con una clave que estara formada por dos letras y un mlmero. Las letras indicaran el tipo de equipo y el mlmero dara la secuencia del equipo en la planta, dentro de un mismo tipo de equipos. En este numero se podra tener un digito, que indique la secci6n de la planta en que se encontrara. localizado el equipo. De esta forma, el decimo recipiente a presi6n, localizado en la segunda secci6n de la planta, tendra la clave FA-210. La forma de identificaci6n de los equipos dependera de la compama disefiadora. En la figura 2.14 se presenta tambien una de las nomenclaturas empleadas.

-45-

. .,

e-2

TOI',. . . .1KiDn

COIIcIt_4e . , . -

VAPOI< 1A1'1MAQO

i.,*,

'2_

'4maTVIII

r~4

.. . _·0-

1'·,,, x 10'·

CJ V;'

<'D

:J.

o

r

Q.

<'D

"0

g ~

o

'"<'D

:J

S'

\0

~

'ao~

A. equipo d • ...-::io

'2 I>do vopar do ""'""'"

trazat de no (oncltnsable.s 13 tnlBT\Mh

Acktos vralOa P.M 280 I8f11do~

-- -

5Z7F

c;.,

I

0'1

301,400erunt

I

"oIIuJo Do_do

oktdo.,,_.,.

.....'" 0.15,.

, .....JIg obL

..-,--

_do

AIinwDc:i6n de jcjdoa

MgoI/h

""'

",_2.2flgprn_

Ut,.

14',OImMt

-

'1li F

4n,

,ao~

.4cidos ••.os

Ac:ICIOSgraN$

_*_2.35_

C

3'

@ '

1 110 lb. vapor'"

~

~: .0

~

0.1',. 10....,

0.75 liP,• .

11. . .."

O.,.tgpm. _do_

Agura 2.10 O/agrama preflm/nar de una un/dad de desti/aci6n.

;a 100 .nJIII

OB'NIIo

c-:z

E-1

""'*_ at

Torre a~ ~"1IdOn T- ..•• x !t'-O"

pOCSUdO

410'

Acidogr.lO_ ".M 280

AguadO anfriImiento

!150 Ib De A.G v.....,rlh 12 II> De VopoI'/II

170f

2110 000 S'l\Nh

.1-1

....

Agu.de

..,,-

9omINla.CIrga~gpll'l .

..,4.5l1li...

28gpm

A equipo dR vat:io 1211> CIt ........ CIt.;uaI1I

.....

trazas de no oondansables 1~

01l8T111h

_ujo

Atimentxian de: it::idos

DeoI_de

grillios

O.lr.i., I

.j:>.

1

iicidlngn..os

OM.,

fOGO Ib/h

pitt

_Ibltt

Oe'l\Nh

o IITUIh

f.l

1114~

. . ._ --_2..!_ _ S2H

J.'

.1••. _.",,_.

eom Da., p~ueto 2..8 ....

AcHlos. gra.' PM 2110 Mot . . .,,""

1 7fO .. de ..porlh 58lbdotliquidolh

V""",wturodo

c.. RtnlMdor

....

11 .. ",,,,,,

~--~----------!~~~

VI

5'

UZ15STIJIh

Ei;;;. 0. (1) (1)

'"C

.0

47'"

Aados gr.sos peuctos Ac:idos graJlOs lIquido

0.11 sg

0.76 sg ,711_

IG IbIh

0.14111"". &am""- dl: IDndDil

Z;Z tOO 8T111h

(1)

3

!lJ

'"0. (1)

"0

(3

n

Figura 2. 11 Versl6n revisada del dlagrama de fa figura 2.10.

Dl o


1-----¢7.'.:" ..."....:... - : ]

'I-_--.. _ _v

r ............

n

r i . . . . . . . . . . . . .-

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . ._

. . . . . . . . . . . . . .-

. ._

r"··""·" ............$-{. !!

....

.g

,t ~

"0

-8

-a

~ §

.m -8

i u

-8 ~

I!

01

.m

C N

N

I! ::I

~


H JI

~

1

!

I•

1j N

N

L!

:::l

~

If

.!!

-8 IV

E L!

01

.m

.................. - .............

1:1

'ii

1:1

~

.~ ...

.... ct . . f4UIIQ

C

:Q ~

~

",

N

L! :::l

~

-49-


+

pi I (NN)

! ([XI)

I

CN CXl [ZJ) I cr)
I~ . IqTI -50-

EB.-I!quipode interc.mbiodo

alar: _Ieos sumorgido. serpenUn y ca)a

Eli... ~CIe vado Y candenudcr baromatrico

I!C_- Equipo e5peLull de intereambio de alar

G~ C"ia _iodor.

ClImbWIor do tuOO condnIrk:o

+ EnfriMior

con lire

n.

~ Ii ~~ co;:=.:....o 1[-- '"

~

:>

Enfri_ por np'Hdo

EyKlrlr

--y

Condenudof bilrommrico

I

CJ1

.... I

PB.- T.nque de MmlCellami..m •

FA.- Redpl_ Cle pro<:eso, acumulldcfts ylillnqu&s~ almac:enamltnl<>. p,ealn

PC.-leporadOJes ddOnICOs

presiOn a1InOSferiu

VI ~.

(

~)

~ v;.

LV=J

a.

I'D I'D

'"c:

.0 I'D

3

Tainque de: alrnacenarnienCo

Recipiente hor_1

Rl
Recipi_ VIlli...

Tonq.... do

MmilC8J18rn1...-o

~

a. I'D

ftl'Jt)...........,.:a··

"0

2. J4 Simbologla del equipo de proceso (Continuaci6nJ.

an

~

o


i §

...

ia

i

i

I

f

j .I

~

6

0

I ! t

II

t

8,

O ··(··_····_· · ·-x

~

!

u==fJ

i

~

cS~

~

&:

f

J

u

i!

) ;g

Q.

0

X

i

:J

i

1i 'a

.!!

j

&:

!

•

1

~

~

t >-

J ~

-52-

u=D

f

..-

E

~

N


5. El diagrama ademas debera contener informaci6n acerca de las principales caracteristicas de los equipos involucrados en el proceso; carga termica en calentadores a fuego directo y cambiadores de calor; diametro y altura en recipientes, gasto y diferencial de presi6n en bombas y potencia en compresores y expansores. Tambien se requiere hacer menci6n del servicio (nombre) que se Ie asigna al equipo, un ejemplo de ella se muestra a continuaci6n:

Clave BA-101 DA-301 FA-112 FB-207 EA-114 CA-203 CB-204 CC-I0l

Nombre

Caracterfstlcas

Cal entad or de gas de regeneraci6n Torre desetanizadora Separador de alta presi6n Tanque de almacenamiento de gasolina Precalentador de crudo Bomba de carga al reactor Compresor de gas residual Expansor

15.0 MMBTUjhr 8' x 60' 9' x 17' 100,000 B 36.0 MMBTUjhr 260 CPM, 100 psi 2500 BHP 1000 BHP

6. Tanto las corrientes de alimentaci6n como las de productos, as! como las corrientes principales que proporcionen informaci6n de importancia del proceso deberan ser identificadas con un numero intercalado en la linea de proceso (figuras 2.15, 2.16 Y 2.17). 7. La informaci6n de las corrientes de proceso identificadas en el diagrama se presenta en un cuadro de balance, que se coloca en la parte superior derecha, arriba 0 abajo del diagrama de flujo, y que puede contener los siguientes datos (figuras 2.15 y 2.16): a) Numero de corriente dentro de un rombo. b) Composici6n, cuando sea necesario definir esta, en por ciento molar o en por ciento peso. c) Flujo total en lb mol/h. d) Flujo total en lb/h. e) Peso molecular medio y/0 factor de caracterizaci6n K. f) Densidad relativa a 60°F, °API. g) Flujo de liquido en BPD a 60°F. h) Flujo de gas en MMPCSD (60°F, 1 atm).

-53-

N

1_-h~'1II"_i,.f-"1IM

~anc.a_nlQD

~*l1tfIOC-a:-,~-."

1:it11ioll1Mo*"fI:OICIMIN6n _ _ I":!IInt.JaI,,*_4.(j!l: ~

~V.NIIKIMl""-i'.JiIIM.,du

CI OMcQnIX':"IWItuh t:!lt llRlM~

~,

T

--

U!!edts..,...... ......

lII!!D

"'"*'~IJI'UI

...o ~-

2

(1)

3 14.

II

.5

i 7

8

:;).

o

Cl. (1)

"0

g

re..."......,

~

o

'" (1)

:;)

5'

1.0 (1)

:;)

ro'

4 · d, " .

an.

..""'"

---

Q&..1~ "rc~

""-0'"1 ,,'••" "·IT!! '!!I'_a~

1M-1ft Das'*lrmdrX 18-\41 1 .... MII1Mbr~

!A-f.Ot 2'_i• •

I

...

_.

to_WI"

\;111 .....~

c.n I

lU_TUlh

EA.0Mt3:

3I!r.~0IPDB

t1

O.flM

""CftMIdorQ~ S· ~ar""l

1f.1"'TUf"

........

EA.-105 EI\-tK _ _ ... 10<10_

oj:>.

a1" CI'~I

fIC-1cn

-

.......,..de ...

ENnaIaI'de! ps ftSId....

M_roJ'1I

1't.'_lU~n

".'_Ih

FA,..1D"Z~CIe~1On

1U.I....-TUih 7'-D"'Jt to'-Ir 5'_1". IIT-'"

F.l,...f.T........ ~1&Io

..... 1"'1' 1"_4""

FA'""I"

...

~

.~.

ce.-1ot GiJ-tOZ GC~101

'Ift.QUIIIPfft'JI . . .

r

,'I"IIid'"

ClCllJ'lflltSOt" IPS Pelldlul 1ft. £1liiiIDa'

, ,. BEJ ~Ii::~

~

~).:;

@

~C!:".t!I'X¥N ~~

Figura 2.15 Olagrama de ftujo de proceso. Secci6n criogenica.

.0

c:

~r

&1"


, II'k~+-l--l--I-'+~+_11 :. 1 II

H!f

L ~

• .: j1-++4-l-I---I-j

" J ! !

•

~ij

Ille~~1!1

. Pi ~-i ~ !l ; 71" ili'lnq!!

I

l

Eil

!'l~~~i!1

-55-

Iii


1 ...

>--

I I I

I I

:

:I ~

I I I

I

N

I

:

®-------------. -----

~

J!I

<>

lit .e

~

®

i

u:H

u_ l!

8 -8

~

I ~

~

f ..... N

l!!

c:

~-..-.-.. .,

i

,; if

I

:

i

0:

i

~

j ~

I

~ <1!

I

: I

!..~ ............. -

-56-

.... --- ...

~

j

a

~

~H

h

l'

~® ,.;-

H

:J

,21

u..


i) Presi6n en pulgadas. j) Temperatura, en of. k) Densidad del £luido a P y T en Ib/ft3· 1) Informaci6n adicional requerida. 8. Presiones, temperaturas y £lujos pueden ser indicados adyacentes a las lineas 0 equipos de proceso, utilizando para esto una simbologia adecuada. 9. Las lineas de proceso se representan por medio de lineas continuas de aproximadamente un miHmetro de ancho y llevan £lechas que indican la direcci6n del £lujo. Las lineas de control se representan con line as delgadas.

10. Unicamente se deben mostrar los controles basicos del proceso. El tipo de control se indicara de acuerdo con una simbologia estandar. 11. Las lineas de alimentaci6n y de productos, asi como aquellas que se dirijan hacia otro diagrama se localizaran de preferencia en la parte inferior del diagrama y a un mismo nivel. EI origen y terminaci6n de estas Hneas debera identificarse dentro de un cuadro. 12. Se debera proporcionar informaci6n para identificaci6n del diagrarna. Esta informaci6n se incluira en la parte inferior del diagrama, indicando el nombre oficial de la planta y del cliente, y la localizaci6n de la planta. Ademas, a cada diagrama de £lujo de proceso de una planta se Ie asignara un numero de dibujo diferente y secuencial, que debera ser colocado en la esquina inferior derecha. Se debera tener un espacio disponible para registrar las diferentes revisiones que se hagan al diagrama, asi como para recabar las firmas del personal que 10 elabora, del que 10 revisa y del que 10 aprueba. 2.6.3 Elaboracion del diagrama de flujo de proceso

Los diagramas de £lujo de proceso se elaboran en la fase de ingenieria basica de un proyecto, por 10 que es necesario hacer varias versiones del diagrama, ya que en un principio no se dispone de toda la informaci6n requerida para su elaboraci6n; como es fuente de informaci6n para diferentes especialistas, se enriquece con sus anotacionesi ademas, el disefio de -57-


la ingenieria es de naturaleza dimlmica. Por 10 tanto, se tendnl mas informaci6n segu.n transcurra el proyecto, que se incorporara a las nuevas versiones del diagrama. A las diferentes versiones del diagrama de flujo de proceso se les denomina revisiones. Las revisiones que normalmente se emiten son: • • • • •

Preliminar. Para aprobaci6n. Aprobado para disefio. Aprobado para construcci6n. Ocasionalmente se podran emitir revisiones posteriores a esta ultima.

Preliminar. Debera contener el esquema y mostrar el arreglo e interrelaci6n de los equipos de proceso, asi como los controles basicos para el proceso.

Para aprobaci6n. Ademas de contener la informaci6n anterior, debenl mostrar las corrientes del cuadro sin6ptico de balance de materia; las cargas termicas de los equipos de transferencia de calor; el numero de unidades de aquellos equipos que debido a la flexibilidad que se desee tener en la operaci6n sea necesario conocer en esta fase, tales como homos, bombas y compresores; tambien se incluira cualquier otra informaci6n disponible al momento. Esta versi6n es la que normalmente se envia al cliente para que exprese sus comentarios y estos sean incorporados en la revisi6n posterior.

Aprobado para diseiio. Es la revisi6n que se emite despues de haber incorporado los comentarios del cliente. Si en esta etapa se dispone de alguna otra informaci6n, tambien debera incluirse.

Aprobado para construcci6n. Debera incluir absolutamente toda la informaci6n que debe contener el DFP. Las revisiones posteriores se denominaran en forma especial, identificandose por su numero correspondiente y anotando en la descripci6n liVer lista de cambios de la revisi6n correspondiente". En estas revisiones, cad a modificaci6n hecha debera sefialarse con un triangulo que contenga el -58-


numero de la revisi6n, y se debera hacer una breve descripci6n de la misma bajo el encabezado "Usta de cambios de la revisi6n __" . 2.6.4 Ejemplos de diagramas de flujo de proceso La figura 2.15 muestra el DFP para una planta de recuperaci6n de etano, ela-

borado de acuerdo con los criterios antes mencionados. En este proceso el gas entra a la planta a 680 librasjpulg2 y 95°F Y pasa a traves de un tanque separador, con 10 cual se asegura que no pase agua liquida 0 hidrocarburos condensados a los deshidratadores. El efluente de este separador es enviado a los deshidratradores en donde es secado hasta tener un punto de rodo debajo de -100°F. El gas deshidratado se pasa por el tren de enfriamiento donde intercambia calor con gas residual y con propileno refrigerante, hasta alcanzar una temperatura de -63°F. A esta temperatura y a una presi6n de 620 librasjpulg2, la expansi6n baja la temperatura a -127°F y produce una licuefacci6n parcial, ademas recupera cerca de 2400 HP. La mezcla en dos fases se envia a la secci6n superior de la torre desmetanizadora donde se separa elliquido y el gas. Los liquidos condensados en el separador son enviados a un tanque flash donde su temperatura baja a -102°F. Elliquido efluente de este tanque es alimentado al plato mlmero seis de la torre desmetanizadora. La corriente de gas efluente del tanque de flash se une con los vapores del domo de la desmetanizadora, y la corriente combinada de gas residual fluye hacia el tren de enfriamiento para enfriar el gas deshidratado. Despues del intercambio de calor, el gas residual es recomprimido de 196 a 243 psig por un compresor centrifugo accionado por el turbo expansor. La recornpresi6n adicional requerida para reintegrar al gas su presi6n de entrada a la planta es suministrada por otro compresor centrifugo, el cual puede estar accionado con turbina de vapor 0 de gas. El gas residual caliente es utilizado para suministrar el calor requerido por el rehervidor de la desmetanizadora y posteriormente es enfriado con intercambiadores con aire hasta 120°F, para reintegrarlo al gasoducto. El producto desmetanizado fluye a otra planta para su fraccionamiento. En la figura 2.16 se tiene el diagrama de flujo de proceso de unidad alquiladora de tolueno, tornado dellibro de Wells. En este diagrama el cuadro

-59-


de balance de materia se ha colocado en la parte superior y en la inferior aparecen los nombres de los equipos junto con sus c1aves. El proceso mostrado consiste en mezc1ar hidr6geno de reposici6n y de recirculaci6n con las corrientes de carga y de recirculaci6n de tolueno, previamente bombeadas y precalentadas. La mezc1a combinada se envia al calentador a fuego directo, de donde sale a la temperatura de reacci6n para pasar al reactor. Dada la naturaleza exotermica de la reacci6n es necesario tener una corriente de quench". El efluente del reactor intercambia calor en los rehervidores de las torres, en el precalentador de la alimentaci6n a estabilizadora, en el precalentador de hidr6geno y en el precalentador de carga. La mezc1a formada por el enfriamiento pasa al separador de alta presi6n, donde se separa el hidr6geno para recirculaci6n y algunos gases que son venteados al sistema de combustible. II

El producto separado es enviado a la torre estabilizadora, donde se eliminan mas gases. El producto estabilizado se pasa a la columna de ben~eno, donde se obtiene por los domos benceno y por los fondos tolueno que se recircula. La figura 2.16 muestra el diagrama de proceso de una planta de eliminaci6n de CO2(16). El proceso se describe a continuaci6n: La corriente de gases provenientes del reformador secundario de la planta de amoniaco entra por el fondo de la torre absorbed ora, donde se remueve el CO2 al ponerse en contacto a contracorriente con la soluci6n de K2C03, mediante la reacci6n exotermica:

La corriente de gases dukes sale por el domo de la torre absorbed ora para entrar al separador de producto, donde se separan las particulas arrastradas. De este tanque los gases pasan al metanador. -60-

Sintesis de esquemas de pro(eso

La soludon de carbonato rica sale por el fondo de la torre absorbed ora y se alimenta a la torre agotadora, donde se regenera por calentamiento. La drculadon de Ia soludon de K2C03 se lleva a cabo por medio de las bombas de solucion pobre y semipobre. La pordon prindpal de la soludon deja la agotadora en un punto donde la regeneradon completa no ha sido todavia lograda; por medio de la bomba de 1a soludon semipobre se alimenta en la parte intermedia del absorbedor, mientras que la soludon pobre sale del fondo de la agotadora y se bombea a la parte superior del absorbedor, despues de ser enfriada con agua. EI CO2 separado sale por el domo de la agotadora saturado con vapor, posteriormente se enfria y una parte del condensado se redrcula a la torre como reflujo.

-61-

3 Dilemas de las variables de

proceso y reglas heuristicas

Siempre la respuesta mas hermosa a quien inquiere la pregunta mas dificil. e.e. cummings

Dilemas de las variables de proceso y reglas heuristicas

3. 1 Los gradientes y resistencias de los procesos

Desde el punto de vista de la termodimlmica, cualquier proceso en la naturaleza ocurre debido a que se establece primero un gradiente 0 fuerza impulsora que 10 provoca. Asi, por ejemplo, se da el flujo de calor cuando se provoca un gradiente 0 diferencia de temperaturas, los fluidos "fluyen" al causar una diferencia de presiones, etcetera. Ademas, es un principio universal que el proceso siempre se efecma de un punto de mayor a otro de menor potencial (como en el caso del flujo de calor que va de mayor a menor temperatura). Asi, el gradiente de potencial y el proceso estan vinculados a traves de una relaci6n causa-efecto. A medida que el proceso ocurre, el gradiente va disminuyendo y puede llegar allimite (gradiente nulo) en el que se establece la condici6n de equilibrio, en el cual el proceso termina. Por otro lado, como parte de la inercia universal, en todo proceso se presenta una resistencia a que suceda. En flujo de fluidos, esta se expresa como fricci6n, en transferencia de calor como resistividad, etcetera. La velocidad con que ocurre un proceso se expresa a traves de la ecuaci6n universal de transporte, de la forma siguiente: Velocidad de flujo en un proceso

ex Gradiente 0 fuerza impulsora Resistencia al flujo

(1)

Lo cual establece que la velocidad del proceso es proporcional a la magnitud del gradiente e inversamente proporcional a la resistencia presente. Si se toma como ejemplo la ecuaci6n de transferencia de calor:

(2)

Q = Flujo de calor (MW). U = Coeficiente global de transferencia de calor ( MW / h m 2 0C). A = Area de transferencia (m2). Li Tm = Diferencia logaritmica de temperaturas (0C). E1 gradiente esta dado por LiTmY la resistencia por (l/UA). Para una cantidad fija de flujo de calor y asumiendo que U es practicamente cons tante, se tendnl: Q / U = A LiTm = constante.

-65-

(3)


Que induce a conduir que en cualquier proceso se establece una relaci6n inversa entre el tamafio del equipo (A) y el gradiente que provoca el proceso (.1Tm), tal que: (Dimensi6n del equipo) x (Gradiente del proceso)

= Constante.

(4)

En otras palabras, en el ejemplo, se puede mantener el mismo flujo de calor si se duplica el valor del area A y se disminuye el gradiente (.1Tm) a la mitad. Graficamente se tendra un comportamiento de ambas variables como se muestra en la figura 3.1. Se deduce entonces que cuanto mayor es el gradiente, menor sera el tamafio del equipo para un flujo dado en el proceso. Desde este punto de vista establecer un gradiente alto parece conveniente", ya que se requerira un equipo de menor tamafio, como se ilustra en la figura 3.2. 1/

Dimension del equipo ( area de transferencia )

A(m2)

400 -------Todas las partes de esia curva corrresponden a una misma carga termica

200

------ -+--- -- ----- ---------- --=-~--"'!---••

Gradiente

100

50

ATm (OC)

Figura 3.1 Dlmensl6n de equlpo vs gradiente en un proceso.

-66-

Dilemas de las variables de proceso y reg las heuristicas

130"C + 30 °C ...lIoo.

,

,-L ______________________ L ...lIoo.100 0C

~ -T----------------------J~ ~

tsooc

+130"C

30 QC ~ ;~::=::::::::::::=:::::::::=::::::=::::::::::::::::::~:!

+ 90°C

,

+80"C

50

100 Area (m2)

Temperatura ( °C ) 130

100 90 80

50

30

o

Figura 3.2 Relaci6n area vs gradlente de temperatura en un camblador de calor.

Sin embargo, un gradiente alto provoca mayor fricci6n" 0 disipaci6n de energia y, en contraposici6n, un proceso que se efectua con gradientes pequenos provoca menos perdidas" energeticas. El limite termodinamico es el" proceso reversible", el cual se efectua con un gradiente diferencial sin perdidas" de energia. /I

/I

/I

Desde esta perspectiva, los procesos que se realizan con gradientes pequenos (que tienden a ser reversibles) tienen un menor consumo neto de energia, ya que toda la consumen en el proceso mismo, sin perdidas por fricci6n o disipaci6n. Esta idea se ilustra en la figura 3.3.

-67-

Diselio de procesos en ingenierla qulmica

Proceso 100 % reversible

Proceso 100 % irreversible

Proceso "real"

~

~

~

I

o

I

Gradiente

Figura 3.3 Gradiente vs reversibllidad.

3.2 EI dilema universal en ingenieria de procesos La ecuaci6n (4) muestra que en un proceso determinado el producto (dimensi6n de equipo) x (gradiente) es una constante. En otras palabras, se puede lograr la misma velocidad de flujo con un equipo grande y gradiente bajo, que utilizando un equipo pequeno y un gradiente alto. Ambos aspectos deben ser determinados por el ingeniero que disena el proceso, al definir las condiciones de operaci6n (gradientes) y las dimensiones del equipo. 3.2.1 l Que hacer? Con relaci6n a la magnitud del gradiente, los procesos pueden consumir mas 0 menos energia y utilizar menor 0 mayor tamaii.o de equipo, segun se muestra en la tabla siguiente.

Gradiente Bajo Alto

Tipo de proceso Reversible Irreversible

Consumo de energia Bajo Alto -

Tamafio de equipo Grande Pequefio

Costo de e~ergia

Bajo Alto

Costo de equlP~

Alto Bajo

En forma grafica, para el mismo caso de la figura 3.1 se tendrian tendencias que se contraponen, como se muestra en la figura 3.4. De este analisis se tiene el dilema de LcuM gradiente es el mas conveniente (econ6mico) para el proceso? Este dilema tiene soluci6n.

-68-


Dimensi6n del equipo

Menor tamano~ de equipoy ~ cos to de inversi6n

-+~y costo de energia

o

Gradiente Figura 3.4 EI dilema en Ia selecci6n del gradiente.

Es evidente que a mayor gradiente son mayores los costos de energia (operaci6n), pero menores los costos de equipo (inversi6n). El interes finalmen'te es minimizar el costo total del proceso, que se obtiene precisamente por la suma de ambos conceptos. Si se grafica la dependencia de los costos con respecto al gradiente se tiene un comportamiento como el de la figura 3.5, en la que se ubica un valor unico del gradiente en el que se produce un costo total minimo. Ese punto debe encontrarse siempre y definirse como condici6n de operaci6n para todo proceso. El gradiente 6ptimo es especifico para cada proceso y depende naturalmente de los costos unitarios de la energia y de los equipos en donde se realiza el proceso.

-69-

Diserio de procesos en ingenierfa qufmica

Costo ($) Costo total

Costos de energia

Costo total minimo

Costos de equipo

o

Gradiente 6ptimo

Gradiente

Figura 3.5 Solucl6n al dllema universal de los procesos.

Encontrar el 6ptimo para cada caso particular implica utilizar tecnicas de estimaci6n de costos y de optimizaci6n de cierta complejidad. Sin embargo, como resultado de la aplicaci6n de este concepto a muchas unidades de procesamiento (bombas, cambiadores, torres de destilaci6n, etcetera), se han encontrado criterios generales para aplicar a diversos equipos, que nos aseguran un disefio con gradientes ubicados en la region de minimo costo del proceso. Este concepto ha dado origen a las Reglas heuristicas en disefio de procesos. 3.3 Reglas heuristicas en diserio de proceso Ya sea que el disefio de un proceso se haga por medio de la construccion de una estructura irreductible 0 de la creacion y optimizacion de una estructura reductible, existen criterios que conducen a la optimizacion de los diferentes subsistemas que conforman un esquema de proceso. As!, por ejemplo, las dimensiones de un cambiador de calor pueden ser optimizadas con base en la correcta aplicacion de los criterios de acercamiento mfnimo de temperaturas; las dimensiones de una tuberia pueden tam-70-


bien definirse en funcion de un optimo economico, aplicando criterios de velocidad de flujo 0 caida de presion; y asi puede pensarse para cualquier equipo de proceso. La optimizacion de estos su bsistemas puede realizarse en forma rigurosa al aplicar tecnicas de optimizacion a los modelos matematicos que representan el comportamiento de cada equipo especifico. Sin embargo, la aplicacion reiterativa de estas tecnicas de optimizacion conduce por 10 general al establecimiento de criterios generales resultado de esta experiencia, que se Haman reglas heuristicas. Una regia heuristic a en disenos de proceso es un postulado 0 criterio numerico que se aplica para establecer dimensiones de equipo 0 condiciones de operacion adecuadas, que si se utiliza correctamente nos asegura que se esta disenando alrededor del optimo economico. Su utilidad radica en que sin necesidad de calculos complejos es posible aplicarlas y establecer un diseno adecuado y bien fundamentado, que es susceptible de un ajuste fino aplicando calculos posteriores de mayor complejidad. A continuacion se presenta una lista de 100 reglas heuristicas de diseno, aplicables a los sistemas mas tipicos encontrados en plantas de proceso, que pueden ser utilizadas directamente para establecer dimensiones y condiciones de operacion, que permitan construir una estructura con diversos subsistemas de proceso y que al integrarse conduzcan al diseno mas adecuado de una planta de proceso. 3.3. 1 Uneas de flujo y bombas 1. Las velocidades y caidas de presion en lineas de flujo con diametro D (pulgada):

Velocidad (pie/seg) A la descarga de bomba A la succi6n de bomba Vapor 0 gas

5+D/3 1.3 + D/6 20 D

Caida de presion (pie/100 pies) 2.0 0.4 0.5

2. Las valvulas de control requieren una caida de presion de 10 psi para lograr un adecuado control. -71-

Diseno de procesos en ingenieria qufmica

3. Las valvulas de globo se usan para gases, control y cierres fi:lpidos de flujo. Las valvulas de compuerta se usan para otros servicios. 4. Los accesorios roscados se usan s6lo en tuberia de 1.5 pulgadas nores. Para diametros mayores usar bridas 0 soldadura.

0

me-

5. Los accesorios se especifican para presiones de 150, 300, 600, 900, 1 500 02500 libras/pulg2 . 6. La cedula de una tuberia es aproximadamente 1 000 P 15, donde P es la presion intema en libras/pulg2 y 5 f'S el esfuerzo de trabajo permitido (cuyo valor es 10 000 psi para acero al carb6n). La tuberia de cedula 40 es la mas comun. 7. La potencia de una bomba se calcula como:

HP

= (gpm) ( L\P psi) I

(1714) (Eficiencia)

8. La eficiencia de una bomba centrifuga es aproximadamente:

Eficiencia (%)

Gasto (gpm) 100 500 10000

45 70 80

9. 5e selecciona una bomba centrifuga de una etapa para flujos de 15 a 5 000 gpm y cabezas maximas de 500 pies; se selecciona una bomba multietapa para flujos de 20 a 11 000 gpm y cabezas maximas de 5500 pies. 10. Se seleccionan bombas axiales para gastos de 20-100 000 gpm, cabezas de 40 pies y eficiencias de 65-85%. 11. Se seleccionan bomba rotatorias para 1-5 000 gpm, cabezas de 50 000 pies y eficiencias de 50-80%. 12. 5e seleccionan bombas reciprocantes para 10-10 000 gpm, cabezas maximas de 1 000000 y eficiencias de 70% a 10 HP, 85% a 50 HP Y 90% a 500 HP.

-72 -


3.3.2 Compresores 13. Los ventiladores se utilizan para aumentar la presi6n alrededor de 3% (12 pulgadas de agua); los sopladores la aumentan hasta 40 libras/ pulg2 y los compresores se utilizan para presiones de descarga mayores. 14. La eficiencia de compresores reciprocantes es funci6n de la relaci6n de compresi6n (RC= P rlPl) de la siguiente forma: Relaci6n de compresi6n (PrlPl) 1.5 2.0 3-6

Eficiencia (%) 50 75 80-85

15. La eficiencia de compresores centrffugos grandes es de 76-78% para flujos reales en la succi6n de 6 000-100 000 pie3/ min. 16. La eficiencia de los compresores rotatorios es de 70%. 17. La relaci6n de compresi6n (RC) debe ser aproximadamente la misma en cad a etapa de un compresor multietapa. RC = (Pn/pl)1/tI,

donde n

= numero de etapas.

18. La temperatura de salida del compresor de un gas comprimido no debe exceder 350 - 400°F. Para gases diat6micos (Cp/Cv = 1.4) esta condici6n corresponde a una relaci6n de compresi6n RC de 4. 19. La potencia te6rica (HPT) requerida en un compresor es:

Donde:

HPT = Potencia te6rica en HP. Tl = Temperatura de entrada del gas (OF + 460°) (OR). a = (k-1) / k. k = Cp/Cv. P1 y P2 = Presi6n de entrada y salida del compresor.

-73-


20. La temperatura de salida del gas en un compresor es:

y equipo de recuperaci6n de energia 21. La eficiencia es mayor para maquinas mayores. En motores es de 85-95%; en turbinas de vapor de 42-78%; turbinas comunes y de gas tienen 28-38%.

3.3.3 Impu/sores

22. Para potencias hasta 100 HP se usan motores electricos. 23. Las turbinas de vapor son competitivas para potencias arriba de 100 HP. 24. Los expansores de gas para recuperacion de potencia solo se justifican para capacidades de cientos de HP. 3.3.4 Cambiadores de calor y ais/antes 25. Los cambiadores de tubos y envolvente a contracorriente son la primera opcion de disefio.

26. Si en cambiadores de tub os y envoI vente se utili zan tubos estandar de % pulgada OD, espaciamiento triangular de 1 pulgada y de 16 pies de largo, se tienen las siguientes areas de transferencia de calor: Area (pie2)

Diametro envolvente (pie)

100 400 1100

1.0 2.0 3.0

27. Por los tuhos deben circular los fluidos corrosivos, ensuciantes y de mayor presion; por la envolvente circulan los fluid os viscosos y condensados. 28. La caida de presion en cambiadores para fluidos en ebullicion es de 1.5 psi y de 3-9 psi para otros servicios. 29. El acercamiento minima es de 20°F para enfriamiento convencional y de 10°F 0 menos, con refrigerantes. -74-


30. Para prop6sitos de diseno considerar para el agua de enfriamiento en cambiadores una temperatura de entrada de 90°F y de salida de 120°F maximas. 31. Coeficiente de transferencias de calor tfpicos: Servicio

Coeficiente (BTU /hr-pie 2-OF)

Agua-Hquido Condensadores Uquido-Hquido Uquido-gas Gas-gas Rehervidor

50 150 50 5 5 200

32. El flux de calor en un cambiador no debe ser mayor que 10 000 BTU/h pie2, para evitar fatiga termica del material. 33. Los cambiadores de doble tuba son competitivos para cargas termicas pequenas que requieren 100-200 pie2 de area 0 menos. 34. Los cambiadores compactos de placas pueden tener un area de hasta 350 pie2/ pi& Y hasta cuatro veces la velocidad de transferencia de calor/ pie3 de un cambiador convencional de tubos y envolvente. 35. Los aislantes se seleccionan en funci6n de la temperatura de la pared del tuba: Temperatura (OF)

Tipo de aislante

Criogenica (-200) Hasta 650 650-1900 1900

Poros finos Magnesia Asbestos-tierra diatomacea Ceramic os

-75-


36. EI espesor de aislante 6ptimo varia con la temperatura:

Temperatura de pared (OP)

Espesor 6ptimo aprox. (pulgada)

200 400 600

0.50 1.00 1.25

37. En refrigeraci6n, el refrigerante 6ptimo es funci6n de la temperatura requerida: Temperatura requerida (OP)

Refrigerante Salmuera 0 glicoles Amoniaco 0 fre6n 0 butano Etano 0 propano Metano

0- 50 40 - (-50) (-50) - (-150) Menor que (-150)

3S. Para niveles de refrigeraci6n menores que -SOOp se utiliza refrigera-

ci6n en cascada con varios refrigerantes. 3.3.5 Torres de enfriamiento 39. El agua en contacto con aire a condiciones adiabciticas puede enfriar

hasta la temperatura de bulbo humedo. 40. En unidades comerciales se puede lograr hasta 90% de saturaci6n

del aire. 41. El disefio estructural de una torre debe ser tal que minimice la caida

de presi6n que normalmente debe ser maxima de 2 pulgadas de agua. 42. El flujo de circulaci6n de agua en la torre sera de 1-4 gpm/pie2 y el de aire de 1300-1 SOO Ib/h-pie2 0 300-400 pie/min. 43. Las torres de tiro inducido pueden enfriar el agua hasta 2°P arriba de

la temperatura de bulbo humedo. 44. Las perdidas por evaporaci6n en una torre son aproximadamente 1 % de la circulaci6n de agua por cad a lOoP de enfriamiento.

-76-


45. La purga de agua debe ser de 2.5-3% de la circulaci6n total para evitar una excesiva formaci6n de sales e incrustaci6n. 3.3.6 Recipientes

46. Los recipientes acumuladores de liquidos son generalmente horizontales.

47. Los separadores liquidoj gas son verticales. 48. La relaci6n LjD 6ptima es cercana a 3, pero se disefia en el intervalo 2.5 - 5.0. 49. El tiempo de residencia a tanque medio Heno es de 5 minutos para tanques de reflujo, de 5-10 minutos para tanques que alimentan a otro equipo y de 30 minutos para tanques que alimentan homos. 50. Los separadores liquido-liquido se disefian para velocidades de asentamiento de 2-3 pulgadas por minuto. 51. La velocidad del gas en separadores gas-liquido es v = k (PL - PV)V2 (piejseg) donde k= 0.35 con malla separadora y k = 0.1 sin malia. 52. El arrastre de liquido se elimina 99% con mallas separadoras de 4-12 pulgadas de espesor. El espesor mas comun es de 6 pulgadas. 53. El espacio arriba de la maHa separadora es de 6-18 pulgadas. El mas comun es de 12 pulgadas. 54. Para recipientes a presi6n, la temperatura de disefio es 50 0 P por arriba de la de operaci6n y la presi6n de disefio es 10% 025 psi (10 que sea mayor) de la presi6n de operaci6n. 3.3.7 Reactores

55. La velocidad de reacci6n se obtiene de datos de laboratorio y el tiempo de residencia (el espacio-velocidad) y la distribuci6n de productos en una planta piloto. 56. Los tamafios tipicos de catalizadores son de 0.1 mm en lechos fluidizados, 1 mm en lechos liquidos (slurry) y de 2-5 mm en lechos fijos.

-77-


57. La proporcion optima de un reactor de tanque agitado (CSTR) es la que mantiene el nivel de Ifquido igual al diametro del tanque, pero a presiones altas es mas economico un reactor mas esbelto. 58. La potencia requerida en un reactor de tanque agitado homog{meo es de 0.5-1.5 HPJl 000 gal ones, pero puede ser hasta tres veces este valor si hay transferencia de calor. 59. El comportamiento ideal de un CSTR se obtiene cuando el tiempo de residencia es 5-10 veces el tiempo requerido para lograr homogeneidad, la que se obtiene con 500-2 000 revoluciones de un agitador apropiado. 60. Los reactores por lotes (batch) se utilizan en tanques agitados en caso de bajas capacidades de produccion 0 para grandes tiempos de residencia. 61. Las reacciones lentas en fase Ifquida 0 slurry se realizan en reactores agitados continuos (CSTR). Los sistemas de cuatro a cinco CSTR en serie son los mas economicos. 62. Los reactores tubulares son adecuados para reacciones rapidas a bajos tiempos de residencia y altas capacidades de produccion. 3.3.8 Destilacion y absorcion 63. La destilacion es un metodo de separacion mas economico y operable que otros como extraccion, cristalizacion y adsorcion.

64. La presion de operacion de una torre de destilacion la determina generalmente la temperatura del medio de condensacion (que es de l00-120°F para agua de enfriamiento) 0 la maxima temperatura permitida en el rehervidor (que es de 366°F para vapor de 150 librasJpulg2). 65. La secuencia de columnas para una separacion de mezclas multicomponentes se define de acuerdo con los siguientes criterios: a) Efectuar primero la separacion mas facil, es decir, la que requiere menos platos y reflujo, y dejar la separacion mas dificil al final. b) Cuando no hay diferencias significativas en volatilidades relativas y concentraciones en la alimentacion, eliminar los componentes uno por uno como productos destilados en el domo de la torre. -78-


c) Cuando hay variaciones significativas en las volatilidades relativas de los componentes en la alimentaci6n, realizar la separaci6n en orden decreciente de volatilidades. Cuando las concentraciones en la alimentaci6n varian significativamente pero no las volatilidades relativas, eliminar los componentes en orden decreciente de su concentraci6n en la alimentaci6n. 66. La relaci6n de reflujo 6ptima es aproximadamente 1.2 el valor del reflujo minima (Rapt = 1.2 Rmin). 67. El numero de platos econ6micamente 6ptimo es alrededor de dos veces el numero de platos minima (Np = 2 Nm). 68. El numero minima de platos se obtiene de la ecuaci6n de FenskeUnderwood:

Nm = log { [x/(l-xhop/ [x / (1-x) ] bot} / log a. Donde:

Nm = Num. de platos en la columna. x = Fracci6n mol del componente clave. a = Volatilidad relativa del componente clave. 69. El reflujo minima de mezclas binarias 0 seudobinarias esta dado por: RmO/F = 1/ (a - 1) (alimentaci6n en punto de burbuja) (Rm + 1) O/F = a/ (a - 1) (alimentaci6n en punto de rocio)

Donde: Rm = Reflujo minimo.

o = Flujo de destilado.

F

= Flujo de alimentaci6n.

70. Se aconseja un factor de seguridad de 10% sobre el numero de platos calculado. 71. Las bombas de reflujo tienen un sobrediseno de 25%. 72. Por razones de acceso y mantenimiento, el espaciamiento entre platos es de 20-24 pulgadas.

-79-


73. E16ptimo para el factor de absorci6n de Kremser-Brown A se encuentra en el intervalo 1.25-2.0.

= K (VIL)

74. La caida de presi6n en platos es de aproximadamente 3 pulgadas de H 20 0 0.1 psi. 75. Los platos perforados tienen hoyos de 0.25 a 0.5 pulgadas y el area perforada es de aproximadamente 10% el area activa del plato. 76. Los platos de valvulas tienen hoyos de 1.5 pulgadas. con 12-14 valvulas/pie2 de secci6n transversal.

77. Los platos de cachucha se usan s610 cuando se debe mantener el nivel de Ifquido en el plato a bajos flujos. 78. Las torres empacadas se utilizan para diametros de columna menores que 3 pies y bajas caidas de presi6n. Para flujos de gas de 500 pie3/ min usar empaques de 1 pulgada; para flujos de gas de 2 000 pie3/ min 0 mayores, usar empaques de 2 pulgadas. 79. La relaci6n de diametro de la columna a diametro de empaque debe ser cuando menos 15. 80. Se deben colocar redistribuidores de liquido cada 10-15 diametros de columna 0 cad a 20 pies (10 que sea menor). 81. La altura equivalente de un plato te6rico (HETP) en torres empacadas con anillos pall con diametro de 1 pulgada es de 1.3-1.8 pie y para diametro de 2 pulgadas, de 2.5-3.0 pies. 82. Las columnas empacadas deben operar alrededor de 70% de la capacidad de inundaci6n de Sherwood.

83. Los tanques de reflujo son generalmente horizontales con tiempos de residencia de cinco minutos a tanque medio Heno. 84. Para torres de diametro mayores que 3 pies, agregar 4 pies en el domo para la separaci6n de Ifquido y de 6 pies en el fondo para dar un adecuado nivel de Ifquido y operaci6n del rehervidor.

-80-


85. La altura maxima de una torre es de 175 pies por limitaciones de cimentacion y vientos. Otro criterio es que la relacion LID sea menor que 30. 3.3.9 Evaporadores

86. Los evaporadores verticales de tubos largos son los mas comunes. Los tubos son de 19-63 mm de diametro y 12-30 pies de largo. 87. Con circulacion forzada, las velocidades lineales en los tubos son de 15-20 pieI seg. 88. La elevacion del punto de ebullicion por los so1idos disueltos es de 3-10oP entre la solucion y el vapor saturado. 89. Cuando el aumento en el punto de ebullicion es significativo, el numero optimo de efectos con alimentacion a cocorriente es de 4-6. 90. Cuando la alimentacion se hace a contracorriente, la solucion mas concentrad a se calienta con el vapor de mayor temperatura para minirnizar el area de transferencia, pero la solucion debe bombearse entre cada etapa.

91. La economia de vapor de un sistema de evaporacion de N eta pas es aproximadamente 0.8N lb. evaporadas/lb. vapor externo. 3.3.10 Mezclado y agitaci6n

92. Una agitacion moderada se obtiene al mezclar el liquido con un impulsor a velocidades superficiales de 0.1 a 0.2 pie/seg. Una agitacion intensa se presenta a velocidades superficiales de 0.7 a 1.0 pie/seg. 93. La intensidad de agitacion con impulsores en tanques con mamparas se mide por la potencia involucrada y la velocidad de los impulsores, de la siguiente forma:

-81-


Operaci6n

Potencia (HP/1,000 gal)

Mezc1ado Reacci6n homogenea Reacci6n con transferencia de calor Mezc1ado liquido-liquido Mezc1ado liquido-gas Lodos

Vel. del impulsor (pie/min)

0.2 - 0.5 0.5 -1.5 1.5 - 5.0 5.0 5.0 -10.0 10.0

7.5 -10.0 10 -15 15 - 20 15 - 20

94. Las proporciones de un tanque de mezclado de diametro D, son: Nivel de liquido = D. Diametro del impulsor de la turbina = D/3. Nivel de impulsor desde el fondo del tanque Ancho de la hoja del impulsor = D 115. Ancho de 4 mamparas verticales = D/I0.

= D/3.

95. La potencia requerida para mezclar gas y liquido puede ser 25-50% menor que la requerida para mezclar el Hquido solo. 3.3. 1 1 Cristalizacion

96. La recuperaci6n total de s6lidos se logra por evaporaci6n pero s610 hasta la composici6n eutectic a por enfriamiento. 97. En cristalizaci6n, la relaci6n de concentraci6n S = cjcsat se puede obtener en el intervalo 1.02-1.05. 98. En cristalizaci6n por enfriamiento, la temperatura de la soluci6n se puede mantener cuando mucho I-2°F debajo de la temperatura de saturaci6n a la concentraci6n existente.

99. La velocidad de crecimiento de los cristales bajo condiciones satisfactorias es de 0.1-0.8 mm/h. La velocidad de crecimiento es practicamente la misma en todas direcciones. 100. La velocidad de crecimiento depende en forma importante de la presencia de impurezas y de ciertos aditivos presentes.

-82-

4 Seleccion del sistema de reacci6n

No es saber, saber hacer discursos sutiles, van os; que el saber consiste solo en elegir 10 mas sano. Sor Juana Ines de la Cruz

Selecci6n del sistema de reacci6n

En un proceso industrial, el sistema de reacci6n esta conformado por un equipo (reactor) sujeto a ciertas condiciones de proceso, en el cual se da una modificaci6n a la concentraci6n de los compuestos presentes a partir de una 0 varias reacciones qufmicas que tienen lugar en el sistema. La reacci6n: aA 7 13B 7 yC, en donde A es el reactivo y BY C son los productos, y a, 13 y y son los coeficientes estequiometricos, el prop6sito del sistema de reacci6n, as! como las variables de proceso independientes que determinan los valores de las concentraciones de reactantes y productos (AF' BF CF) a la salida del sistema, se ilustran en la figura 4.1. Tambien se muestran las variables de proceso definidas durante el disefio y que se manipulan durante la operaci6n de la planta. Ao--Bo--C o - - -•

(

Sistema dereacci6n

- - - , Af - - - , Bf

A-B-C

- - - , Cf

J Variables de proceso • Tipo de reactor • Concentraci6n

'\

• Temperatura Presion

•

• •

Fase Catalizador

Figura 4.1 Prop6sito del sistema de reaccl6n.

La definici6n de estas seis variables determina conceptualmente la selecci6n del sistema de reacci6n. Esta definici6n no es trivial, ya que el prop6sito es encontrar las condiciones que conduzcan a lograr un disefio 6ptimo, porque la funci6n objetivo debe ser de caracterfsticas muy particulares y a la medida" de cada proceso. As!, en algtin caso se buscara minimizar el tamano (volumen) del reactor; en otro maximizar la conversi6n al producto deseado (selectividad); en otro minimizar el consumo de energia, etcetera. Por esta raz6n, es necesario identificar el efecto de cad a variable por separado II

-85-


y obtener criterios para establecer un diseno integral 10 mas cercano posible al 6ptimo deseado.

4.1 Las fronteras naturales de una reacci6n quimica La naturaleza impone lfmites al avance de cualquier reacci6n quimica, los cuales se postulan y cuantifican por la segunda ley de la termodinamica. Una reacci6n procedera hasta un punto en que se maximice su entropia 0 minimice su energia libre, 10 cual sucede cuando el sistema llega a una concentraci6n dada de sus componentes. La constante de equilibrio quimico determina cuantitativamente las concentraciones que satisfacen esas condiciones.

Si una reacci6n ocurre espontaneamente en Ia naturaleza, esta va acompanada de una disminuci6n en su energia libre hasta un punto minimo, despues del cual habra un incremento de esa variable, 10 cual no es posible que ocurra espontaneamente, por 10 que la reacci6n no procede mas. Al punto en que se Iogra ese valor maximo de entropia del sistema, se Ie llama punto de equilibrio quimico de Ia reacci6n. La figura 4.2 ilustra esta condici6n para una reacci6n dada.

Energia libre

G

\

;umode

~~"~

i

L-._ _ _ _ _ _ _ _-'---_ _ _ _ _ _ _

Maxima conversion

posible

Figura 4.2 CondlciOn del equilibrlo qufmlco.

-86-

Conversion


Para toda reacci6n a ciertas condiciones de proceso fijas existe un punto de equilibrio quimico que no puede rebasarse, ya que es la frontera que Ie imp one la naturaleza. 4.2 Efecto de las variables de proceso en el equilibrio quimico

Cuando se trata de modificar el estado de equilibrio de un sistema es necesarin predecir cualitativamente el efecto de la variable 0 variables utilizadas para llevar a cabo el cambio en el sistema, 10 cual se logra aplicando el principio de Le Chatelier, que se enuncia asi: Aillevarse a cabo un esfuerzo 0 disturbio sobre un sistema en equilibrio, dicho sistema se desplazara siempre en una direcci6n tal que tienda a neutralizar el efecto del disturbio aplicado.

Haciendo usa del principio anterior a un sistema que efecrua una reacci6n quimica simple, se podra predecir cualitativamente el efecto de las variables de proceso en la reacci6n. 4.2.1 Efecto de /a temperatura

Cuando la temperatura de un sistema en equilibrio se eleva, el equilibrio se desplazara en la direcci6n que permite una absorci6n de calor, y viceversa. Es decir, para la reacci6n: a A + f3 B ----i.~

r

C+ 8D

(- LiHreacJ

Un aumento de temperatura tendera a que la reacci6n se desplace hacia la izquierda, porque en esa direcci6n la reacci6n es endofennica y tiende a absorber calor (neutralizar el aumento de temperatura). En general se tendra: Reacciones

Exotermicas

Endotermicas

Temperaturas altas Temperaturas bajas

Se inhibe Se favorece

Se favorece Se inhibe

4.2.2 Efecto de /a presi6n

La presion tiene efecto solo para reacciones que van acompanadas de cambios en el volumen total del sistema, 10 cual sucede si el mlmero de moles totales de productos en fase gas es mayor al numero total de moles de reactantes, tambien en fase gas. -87-


Si se define esta diferencia como L1n = l:n p-1:nR y si la reaccion produce una disminucion en el mlmero total de moles (L1n < 0), entonces la reaccion se vera favorecida por un aumento de presion en el sistema, ya que esta tiende a disminuir el volumen de un sistema en fase gas. Por ejemplo, para la reaccion:

co

+ 2H2 .;..i===:::!.~ CH3 - OH

(g)

L1n

(g)

= (1) -

(1 + 2)

(g)

=

-2

El valor de L1n < 0 indica que al proceder la reaccion hacia la derecha, es decir, cuando se produce metanol habra disminuci6n en el volumen total del sistema, por 10 que la conversi6n a metanol aumentara al aumentar la presi6n. En general, si L1n = cambio de moles gaseosas en la reacci6n:

Presion alta Presion baja

=0

Lln > 0

Lln

Inhibe Favorece

No afecta No afecta

Lln < 0

Favorece Inhibe

4.2.3 Efecto de Ja introducci6n de un gas inerte a/a reacci6n

Al introducir un gas inerte en una mezcla reaccionante se tiene siempre un efecto de diluci6n de todos los componentes que intervienen en la reaccion, por 10 que disminuye su concentracion. La constante de equilibrio Kp puede representarse como: Kp

=

..11cY 11:.00 nA anB f3

-88-


Donde: nl

= num. de moles del inerte.

11T

= 11A + 11B + nC + 11D + 111.

(Notar que nT involucra tambien a los inertes) A ciertas condiciones constantes de P y T, se tiene Kp que la influencia de inertes se puede resumir asi:

= constante, por 10

&1< 0

nT disminuye

Aumenta

Disminuye

Se desfavorece

8n= 0

nT no cambia

1

No varia

No influye

&1> 0

nT aumenta

Disminuye

Aumenta

Se favorece

Es decir, la dilucion de un sistema reaccionante con un gas inerte corresponde a un incremento en el numero total de moles (nT) y como se puede apreciar el efecto producido es semejante a una disminucion de la presion del sistema. Si el numero total de moles gaseosos de la reaccion no varia (.111 = 0 ), la conversion de equilibrio no se ve afectada por la presencia de inertes. 4.2.4 Efecto de Ja presencia de reactantes

0

productos

En general, la presencia de una sustancia en la mezcla inicial inhibe 0 disminuye su formacion en la reaccion, por ejemplo en la reaccion: A + B ~ C, si la mezcla inicial contiene huellas de C, la conversion sera menor que si solo se alimentan A y B. En sintesis, la tabla 4.1 establece el efecto de las variables de proceso en la conversion al equilibrio de una reaccion quimica.

-89-


Tabla 4.1 Efecto de variables de proceso en la conversi6n al equilibrio.

inerte$

Presencia de uctos.ert rttaci6n

--------

---------

Disminuye

Aumenta

-------

-------

Disminuye

&1>0

--------

Disminuye

Aumenta

Disminuye

&1=0

--------

No afecta

No afecta

Disminuye

&1<0

-------

Aumenta

Disminuye

Disminuye

Garacteristicas de la reacci6ri

Aumerito de tempetal:t.U,ia

Exotermica

Disminuye

Endotermica

Atlm"'ritn

T.. t.

..I.

4.3 Criterios para determinar el comportamiento de reactores

El comportamiento de un reactor se mide en fund6n del material convertido a los diversos productos posibles. Desde luego, el caso ideal serfa lograr la conversi6n total de materias primas y obtener de elIas 5010 el producto deseado; sin embargo, en sistemas reales no se convierten todas las materias primas, por los limites que impone el equilibrio 0 por aspectos de velocidad de reacd6n, y ademas s610 una parte del material convertido se transforma en el producto deseado y otra en subproductos, generalmente indeseables. Por 10 anterior, existen tres variables que miden estas transformadones: Conversion = Cantidad de reactante que se transforma Cantidad de reactante alimentado Selectividad = Cantidad de producto obtenido realmente Cantidad del producto obtenido si todo el reactante se transformara a este Rendimiento

=

Cantidad de producto obtenido realrnente Cantidad de producto si se transformara todo el reactante s610 a este producto

Estos conceptos se esquematizan en la figura 4.3 para la transformad6n termica del etano que presenta dos reacdones principales:

--90-


J\

Reactor

r----J \

I 100moles

I

Alimenlacion

\

de C 2H4

/

r.-'-··-···~······-··-·······-·l

i"

1/ \'

Conversion =

Selectividad

aC 2H4 Rendimiento

100-40 100

=0.60

= _....:5=5_ _ = 0,92 60

=_--,5",,5_ _ =0.55

a C2 H4

100

Figura 4.3 Conversi6n, selectividad y rendimlento de una reaccl6n qufmlca.

4.4 Tipos de sistemas reaccionantes Dependiendo de la(s) reacci6n(es) que se lleve(n) a cabo en el reactor, se tienen los diferentes tipos de sistemas. 4.4.1 Reacciones simples

Aunque la mayoria de las reacciones quimicas producen subproductos, en algunos casos su concentraci6n puede despreciarse, por 10 que se tendria un sistema simple con los siguientes casos posibles: A 7P

(1)

A 7P+S

(2)

A+B 7P

(3)

-91-

Diserio de procesos en ingenieria qufmica

Ejemplos de cada uno de ellos son: Tipo (1) Tipo (2 Tipo (3) 4.4.2

Reacciones multiples en paralelo con subproductos

En este tipo se tienen los siguientes casos: A -)P. A -)5.

(4)

(5)

A + B -)P. A + B -)5.

(6)

Ejemplos de este tipo son: Tipo (4):

Tipo (5):

C2H 6

-)

CJ H 4 + H 2 ·

C2H 6 -) C2H2 + 2H2• Tipo (6):

2 C6H6 + O 2 C6H6 + Cl 2

-) -)

2 C6HS Cl + H 2• C6H4 Cl + H 2·

-92-


4.4.3 Reacciones multiples en serie con subproductos

Los casos de este tipo son: A p

(7)

~p ~S

(8)

(9)

Ejemplos de estos casos son: Tipo (7):

C6H12 ~ C6H 6 + 3H2·

C6H6 ~ 3C2H2· Tipo (8):

C2H 6 ~ C2H 4 + H 2· C2H 4 ~ C2H 2 + H 2•

Tipo (9):

C2H 4 + 02~ C2H 40 + H 20. C2H 40 ~ C2H 2 + H 20.

4.4.4 Reacciones de polimerizaci6n

Un componente se "aglutina" qufmicamente dando lugar a otro de mayor peso molecular de la forma: (10)

Como en el caso del polietileno:

4.5 Determinacion de la conversion del reactor Para la selecci6n de un tipo de reactor se requiere definir el objetivo espedfico en cad a caso particular. La conversi6n de reactantes es una variable diffcil de fijar unicamente en terminos del reactor, ya que el material no convertido generalmente se separa y se recircula despues. Hay una inter-93-


acci6n reactor/separador que tambien tiene impacto en e1 costa de 1a p1anta, por 10 que la conversi6n se estima preliminarmente y se fija hasta que se conoce con mayor detalle el impacto en el proceso de separaci6n del material no convertido. Por su parte, los subproductos formados general mente no pueden ser convertidos de nuevo al producto principal 0 a reactantes, y su presencia tiene un impacto adverso por su influencia en el costa de las materias primas convertidas y tambien en el requerido para su procesamiento y disposici6n posterior. Por 10 tanto, siempre se busca maximizar la selectividad al producto principal y en consecuencia minimizar la formaci6n de subproductos. Estab1ecer el desempeno de un reactor y definir sus condiciones de operaci6n depende del tipo de reacci6n(es) que ocurren. 4.5.1 Reacciones simples

En reacciones simples, en las que no hay formaci6n de subproductos y por 10 tanto la selectividad al producto deseado siempre es 100%, el objetivo es lograr un minima costa de inversi6n del reactor (minimo volumen del reactor) para una conversi6n dada. Aunque una alta conversi6n incrementa el tamafio del reactor (situaci6n adversa), otros equipos corriente abajo disminuyen su tamano (efecto favorable), por 10 que la conversion generalmente se fija en 95% para reacciones controladas por la velocidad yen 95% de la conversi6n de equilibrio para reacciones controladas por el equilibrio quimico. 4.5.2 Reacciones multiples en paralelo con subproductos

En un sistema reaccionante, por 10 general el costa mayor 10 representan las materias primas (reactantes), por 10 que siempre en reacciones multiples de cualquier tipo el objetivo central es minimizar la formaci6n de subproductos, es decir, maximizar la selectividad hacia el producto principal para una conversi6n dada. La selecci6n de las condiciones de operaci6n debe ser tal que se "juegue" con las variables que impactan tanto en 1a cinetica como en el equilibrio de las reacciones, para lograr la mayor selectividad posible hacia el producto principal.

-94-


Considerar el sistema multiple:

A-)P (11)

A-)S

dande

'2 = k2 C A n2

Donde: r1 Y r2 kl y k2

Y n2

n1

CA

= Velocidades de reacci6n. = Constantes de velocidad de reacci6n. = Orden de las reacciones 1 y 2 respectivamente. Concentraci6n molar de reactante A.

La relaci6n de velocidades de reacci6n es: n2 - nl

r2fr1

=(k2 /k I

)

CA

(12)

Se obtiene una maxima selectividad para la primera reacci6n si se logra que la relaci6n (r2/rl ) sea minima, y como se observa, una alta conversi6n total de A tiende a disminuir el valor de CA en el sistema, por 10 que:

Si Si

n2 n2

> nI' < nIl

la selectividad aumenta si la conversi6n au menta. la selectividad disminuye si la conversi6n aumenta.

En el primer caso se permiten conversiones altas, del orden de 95% en reacciones irreversibles y de 95% de la conversi6n al equilibrio para las reversibles. En el segundo caso se requieren conversiones relativamente bajas, del orden de 50% en reacci6n irreversible y de 50% de la conversi6n al equilibrio para las reversibles. El valor de la conversi6n final se ajustara al final del disefio para buscar un 6ptimo global del sistema reactor-separador.

-95-

Diseflo de procesos en ingenieria quimica

4.5.3 Reacciones multiples en serie con subproductos

Considerar el sistema de reacci6n: nl' A~P

donde

'1

= k1 CA' (13) n2

p~s

donde

'2

=

k2

Cpo

Donde: CA Y Cp son las concentraciones molares de reactante A y producto P, respectivamente. Se observa que la selectividad hacia el producto P se logra a altas concentraciones de A pero bajas concentraciones de dicho producto P,Io cual se presenta si hay una baja conversi6n del reactante A. Se concluye que para reacciones en serie se tendra una baja selectividad al producto principal P si se presenta una alta conversi6n de reactantes. Un criterio general es no tener conversiones mayores que 50% en reacciones irreversibles ni mayores que 50% de la conversi6n al equilibrio para las reversibles. En la tabla 4.2 se resumen los criterios para establecer la conversi6n en un reactor quimico. Tabla 4.2 Conversiones sugeridas en reactores qurmicos. Tipo de sistema

Reacci6n irreversible

Simple

95%

95% de la conversi6n del equilibrio

Multiple en paralelo Con subproductos (n2 > nt)

95%

95% de la conversi6n de equilibrio

Multiple en paralelo con subproductos (n2 < nt)

50%


Multiple en serie con subproductos

50%


Reacci6n reversible


4.6 Seleccion del tipo de reactor

Existen tres modelos ideales de geometrias en las que se llevan a cabo reacciones qufmicas. La primera es el reactor por lotes (batch), el cua1 es un recipiente en e1 que se cargan los reactantes a1 inicio de 1a operaci6n y se mezc1an durante un intervalo de tiempo, despues del cua1 se descargan. Aunque la concentraci6n cambia con el tiempo, debido a que la reacci6n se encuentra en proceso, siempre se tiene una concentraci6n uniforme debido a1 mezc1ado (figura 4.4). t=O

t fm..,1

Aiimenlaci60 ~

A_--fdj=j

Il~--~~-cJ.-~ - -.- 1--+ I::::~"::.-~--.d - - -- I lL--.....

I

Productos

Reactor por lotes (Batch)

..

Productos

Reactor agitado continuo

Alimenlaci
=::

Reactor tubular de flujo tapOn

AlimeniaclOn

~

~.JLJ

;:~~---,rj I-~~E~~_ -I

,---t-

L

~

-=t-I

1:: ~

Produclos

Reactores agitados continuos en sene

Figura 4.4 Mode/os de reactores Ideales.

EI segundo mode10 es e1 reactor agitado continuo (stirred tank), en el que tanto los reactantes como los productos se introducen y eliminan en forma continua a traves del tiempo. Se tiene una concentraci6n y temperatura uniforme a 10 largo de 1a reacci6n (ver figura 4.4). El tercer modelo es el reactor de flujo tap6n (plug-flow), que es un tubo al cual se introducen los reactantes y por el que fluye la mezcla reaccionante y se da la reacci6n mientras se mantiene en el reactor (figura 4.4.). EI flujo tap6n tambien se logra aproximadamente con una serle de reactores agitados continuos. Esta aproximaci6n es mayor cuando es mayor e1 numero de estos reactores. -97-


La selecci6n del modelo mas apropiado depende del tipo y caracteristica del sistema reaccionante. 4.6.1 Reacciones simples

Para la reacci6n: A

~p

donde

Se observa que la mayor velocidad se logra para alta concentraci6n del reactante A. La velocidad de reacci6n es menor en el tanque agitado, ya

que la alimentaci6n se diluye instantaneamente en el sistema reaccionanteo Por 10 anterior, para reacciones simples se selecciona ya sea el reactor batch 0 el de flujo tap6n. 4.6.2 Reacciones multiples en paralelo con subproductos

Como se mencion6 en el parrafo anterior, los reactores batch y de flujo tap6n mantienen mayores eoncentraciones de reaetantesr por 10 que en estos sistemas si al > a2 en las ecuaciones (11) y (12) ... se favoreee la reaeci6n principal de formaci6n del producto a altas eoneentraciones de reactantes y si al < a2 sueede 10 eontrario, por 10 que: Si

n2

< nl seleecionar reactores batch

Si

n2

> nl seleccionar reactor agitado continuo.

0

de flujo tapon.

Si en el sistema reaecionante se tiene mas de un reactante, el am1lisis es diferente. Considerar el siguiente easo: nl

A+B7 P

donde'l = kl CA

A+B7S

donde

nil

CB n2

'2 =

k2 CA

nl2

CB

En este easo el objetivo es minimizar la formaci6n de subproducto, 10 eual se logra aillevar a su minimo valor a la relaci6n (r2/rl)' expresada como: nr1l1 (r2l"1) = (k:lk1) CA


Por 10 que el criterio de selecci6n sera: • Si se desea mantener bajas las concentraciones de reactantes CA y CB, seleccionar el reactor agitado. • Si se desea mantener altas las concentraciones de reactantes CA y CB, seleccionar el reactor batch 0 el de flujo tap6n. • Si se desea mantener la concentraci6n de A alta y la de B baja, se debera alimentar este ultimo reactante en forma continua a medida que la reacci6n avance. 4.6.3 Reacciones multiples en serie con subproductos

Para el sistema representado por la ecuaci6n (13) se tiene una baja selectividad del producto principal en el reactor agitado continuo, ya que una cantidad importante del reactante 0 el producto principal sale del reactor antes de lograrse la conversi6n esperada. Para este tipo de reacciones se seleccionanl entonces un reactor batch 0 de flujo tap6n. 4.6.4 Reacciones mixtas en paralelo yen serie con subproductos

Para sistemas reaccionantes que presentan reacciones en serie y paralelo, por ejemplo el caso: nl ' A~P

donde'l

A~S

donde '2 = k2 CA'

= kl CA • n2'

n3

P

~

S

donde

'3 = k3

Cp .

Para la formaci6n del subproducto 5 a partir del reactante A, se obtiene una alta selectividad al producto P bajo las siguientes condiciones: ./ Si

til > n2! seleccionar reactor batch 0 de flujo tap6n .

./ Si

nl

< n2! seleccionar tanque agitado.

-99-

Diseno de procesos en ingenieria quimica Para inhibir la reacci6n de formaci6n del subproducto S en la reacci6n en serie, se requiere un reactor de flujo tap6n, por 10 que para el sistema integral: seleccionar reactor batch

0

flujo tap6n.

hay varias opciones ...

La reacci6n en paralelo del subproducto requerinl un tanque agitado, pero la reacci6n en paralelo requerira lIno de flujo tap6n, por 10 que ante este dilema un sistema hibrido puede lograr un 6ptimo de selectividad del producto. Este sistema puede lograrse mediante (figura 4.5): a) Una serie de reactores agitados. b) Un reactor de flujo tap6n con recirculaci6n. c) Una combinaci6n en serle de un reactor agitado y uno de flujo tap6n. Opci6n a) Reactores agitados en selie

L-

Produclos

OpciOn b) Reactor de f1ujo tapOn con recirculaci6n

A1imentaci6nJf)~,--______3L~ Productos Opci6n c) Reactorftujo tapOn y tanque agitado

_, I

l

A1imentaci6n~===============6-J.... t·~~~. p_ Opci6n c) Reactor de lanque agitado y flujo tap6n

Productos Figura 4.5 Esquema para reacclones mlxtas.

-100-

Seleccion del sistema de reaccion

El arreglo 6ptimo (mayor selectividad al producto) dependera de cada sistema particular y s610 se podra definir en la etapa de calculo del tamafio de equipo integral reactorjseparador y del costa asodado. Una tabla resumen para la selecd6n del tipo de reactor, en funci6n de las caracteristicas del sistema reaccionante, se muestra en la figura 4.6. A+B-)P Sistema 00 reacci6n

Re1aci6n cinetica

A+B-)S

r, =k, (C.),"

r, = k, {C,.)'" (Cs )''''

f2= k2 (CAl""

Reiaci6n a minimizar

Figura 4.6 Selecci6n del tlpo de reactor.

4.7 Fase de /a reacci6n

Si es posible optar por realizar la reacd6n ya sea a fase Hquida 0 vapor, generalmente se prefiere la primera, ya que en esta se tiene mayor concentracion CA de los reactantes y por 10 tanto mayor velocidad de reaccion,10 que se traduce en menor tamai10 (volumen) del reactor para una conversion dada. Sin embargo, en sistemas en los que interviene un catalizador solido, el efecto del tipo de fase tambien debe evaluarse en terminos de la trans ferenda de masa (difusi6n) de los reactantes y productosen el s6lido. En ge-101-


nera!, las velocidades de transferencia de masa son mucho mayores para gases que para Hquidos, por 10 que la selecci6n de la fase puede representar frecuentemente un dilema entre los factares cineticos y los de transferencia de masa y es necesario establecer cuM es el controlante, para definir la mejor opci6n. Si controla la cinetica, se prefiere la fase Hquida; si controla la transferencia de masa, se opta por la fase vapor. En muchos casos el tipo de fase queda determinado por las condiciones de reacci6n previamente establecidas e impuestas por alguna raz6n. Por ejemplo, si la temperatura de reacci6n es mayor que la temperatura crftica de algun componente, este estara presente s610 en fase vapor. En la mayoria de los casos, la fase en la que se realiza la reacci6n queda impuesta por criterios previamente determinados; si no es el caso, se prefiere la fase Hquida.

4.8 Esquemas de intercambio de calor enreactores Generalmente se hace necesario transferir calor entre el reactor y el exterior. Si el sistema es de naturaleza exotermica, es necesario extraer calor para mantener la temperatura 10 suficientemente baja para favorecer el equilibrio hacia productos, y evitar tanto el deterioro del catalizador como la descomposici6n de compuestos susceptibles a la temperatura (por ejemplo, en el caso de hidrocarburos, hay formaci6n de carb6n que causa taponarnientos y fatiga en el material del equipo). Si la reacci6n es endotermica, es necesario surninistrar el calor requerido para evitar descensos de temperatura que eventual mente causen el" apagado" de la reacci6n por no contar con la energia de activaci6n necesaria. 5610 en algunos casos excepcionales no se requiere intercambiar calor, 10 cual da lugar a una operaci6n adiabatica, generalmente no deseable, entre otras razones porque disrninuye la conversi6n limite de equilibrio. Existen diversos esquemas de procesarniento para intercambiar calor, cuya selecci6n depende del tipo de reactor y la demanda de carga terrnica por surninistrar. En general, se prefiere el intercambio de calor indirecto (sin contacto entre el sistema reaccionante y el medio transportador de calor), ya que se evita la contarninaci6n" del sistema reaccionante con otros compuestos, salvo si algun reactante se utiliza para este prop6sito. II

Para los reactores de tanque agitado es practica comtin transferir calor a traves de carnisas de enfriamiento/ calentamiento, serpentines colocados den-102-


tro del tanque 0 con cambiadores de calor externos al tanque, como se muestra en la figura 4.7.

MeIliOCle

enfrMliElfllO ,I

caien1amiento, --1>

"'~--T-/

.

-+-1--::--=:-.- -=---

'-

r J'IlIduda~

-~-

T .

f'rndudCl!!

(;8mjSAI de mlerc.mbio

Figura 4.7lntercamblo de calor en reactores agitados.

Los reactores tubulares (con 0 sin catalizador empacado) pueden intercambiar calor de diversos modos. Si estan configurados en un haz de tubos (reactores), entonces se enfrian/ calientan con un esquema de cambiador de tuhos (reactores intemos) y envolvente; en este se hace circular el medio transportador de calor. Este esquema tiene las limitaciones naturales de dicho arreglo en cuanto al bajo flux de calor que puede manejar. Si hay una alta demanda de velocidad de transferencia de calor (flux) por el flujo procesado 0 por un alto calor de reacci6n, entonces se utilizan homos, en los cuales los tubos (reactores) se colocan dentro de la caja radiante y reciben calor a traves de la radiaci6n que se produce por la combusti6n del combustible dentro de la caja.

-103-


Tambi€m es posible suministrar/ extraer calor en diferentes etapas del reactor, ya sea con serpentines por los que circula un medio acarreador de calor 0 mediante la introducci6n de un reactante en puntos intermedios del reactor. En este ultimo caso se da un fen6meno llamado "enfriamiento subito" (en caso de extracci6n de calor). Los cuatro modos de intercambio de calor se muestran en la figura 4.8.

P,ooocto

Homo .1tc«1or

Figura 4.8 Intercambio de calor en reactores de ftujo tap6n.

-104-

5 Selecci6n del esquema de separaci6n

Nada ni nadie puede impedir que sufran, que las agujas avancen en el reloj, que decidan por elios, que se equivoquen, que crezcan y que un dia nos digan adios. Joan Manuel Serrat

Selecci6"n del esquema de separaci6n

Una vez establecido el tipo de reactor y sus condiciones de operacion, es necesario definir el tipo de proceso de separaci6n que mejor se ajuste a las caracteristicas del efluente del reactor y a la especificaci6n de productos por separar. En algunas ocasiones tambien es necesario definir un proceso de separacion antes de la reaccion, que normalmente se orienta a dar la especificacion en cuanto a concentracion de los compuestos que se introducen al sistema de reaccion. En forma generica, para que se lleve a cabo la separaci6n de una mezcla es necesario contar con dos elementos funcionales: el equipo en el que se deposita la mezcla por separar y un agente promotor de la separaci6n, qde puede ser energia y una sustancia que se adiciona al sistema para promover la separacion. EI esquema conceptual de esta idea se muestra en la figura 5.1.

Agente de separacion (masa 0 energia)

-

... Mezcla

por separar

~

Equiposde

separaci6n

Productos

..

separados

~

Figura 5.1 Esquema conceptual de los procesos de separacl6n.

Existe una clara diferencia entre los procesos de separaci6n disponibles, que depend en del tipo de mezcla por separar, ya sea que esta sea homogenea 0 heterogenea. Si la mezcla es heterogenea (contiene dos 0 mas fases), pueden encontrarse cinco casos posibles: (1) vapor-liquido, (2) liquido-liquido, (3) solido-liquido, (4) solido-vapor y (5) solido-solido. En cualesquiera de estos casos, la separacion se efectua teniendo como gradiente 0 propiedad de separacion la diferencia de densidades entre las fases presentes. -107-

Diserio de procesos en ingenierfa qufmica

Cualquier tipo de equipo se disefia para aprovechar esta propiedad y hacer uso de fuerzas gravitatorias 0 centrffugas para lograr la separaci6n. El disefio particular en cad a caso depende del tipo de mezcla por separar y sus propiedades fisicas. Si la mezcla que se busca separar es homogenea, es decir, se presenta una sola fase a las condiciones de operaci6n, la separaci6n de componentes s610 es posible mediante la generaci6n 0 adici6n de otra fase al sistema. As!, por ejemplo, si se quieren separar los componentes de un gas, es posible hacer10 condensando parte de el y por 10 tanto concentrando los componentes mas pesados de la mezcla en la fase Ifquida. Una altemativa para separar esa mezcla gaseosa serfa tambien agregar un solvente Ifquido capaz de absorber selectivamente algunos de los componentes de la mezcla, y separarlo del gas al incorporarlo allfquido. El esquema conceptual para separar tanto mezclas homogeneas como heterogeneas se muestra en la figura 5.2 Energia

Fase 1

Equip<> de

Mezda

separackin (heterogeneas)

Fase2

Mezels ----1~

Equipo de separadon (homog9neas)

Fase 1 Fa~2

Fuerza

centrifuga Fuerza

Materia

grav~at()(ia

Figura 5.2

~emplos

de separacl6n de mezclas heterogeneas y homogeneas.

Como criterio general, si en un proceso se requiere efectuar tanto separaciones heterogeneas como homogeneas debe realizarse primero la separaci6n heterogenea, ya que esta es siempre mas facil por el equipo, la energia requerida y la complejidad del disefio; despues se debe realizar la separaci6n homogenea.

5. 1 Separacion de mezc/as heterogeneas Como se indic6 anteriormente, las mezclas heterogeneas se separan por la diferencia de densidades entre las fases presentes y, por 10 tanto, hac en -108-

Selecci6n del esquema de separaci6n

uso de fuerzas gravitatorias 0 centrifugas. Los metod os principales de separaci6n de mezclas heterogeneas son: • • • •

Asentamiento y sedimentaci6n. Flotaci6n. Centrifugaci6n. Filtraci6n.

5. 1. 1 Asentamiento y sedimentaci6n

Estos procesos se realizan siempre en un recipiente cerrado, en el cual permanecen el tiempo suficiente para que las fuerzas gravitatorias actuen y permitan que la fase mas pesada (particulas s6lidas 0 Hquidas) desciendan y que al mismo tiempo la fase ligera (liquido 0 gas) ascienda; de tal manera que puedan obtenerse dos corrientes de salida que contengan a cad a una de las fases por separado. Si la mezcla esta formada por Hquido y vapor (L-V), esta se introduce a un recipiente vertical en el que la velocidad del vapor que ascienda sea menor que la velocidad de asentamiento de la fase liquida, para evitar el arrastre de liquido en el vapor. Si la mezcla esta formada par dos liquid os inmiscibles (L-L) generalmente se utiliza un recipiente horizontal 0 decantador, en el cualla velocidad horizontal del fluido debe ser 10 suficientemente pequena para permitir que las gotas de la fase pesada se asienten en la parte inferior del recipiente y las de la fase ligera asciendan, una vez que se produce la coalescencia de particulas en la interfase. Para mejorar la coalescencia suelen utilizarse mamparas horizontales que reducen los efectos de turbulencia par el flujo dentro del recipiente. En las mezclas heterogeneas formadas por fluido y s6lidos (F-S) tambien se utilizan camaras de asentamiento por graved ad, en las cuales permanecen el tiempo suficiente para permitir la caida de los s6lidos hacia el fondo del recipiente y, simultaneamente, ex traer el fluido purificado par la parte superior del recipiente. Para las mezclas que contienen particulas s6lidas suspendidas en un liquido, el asentamiento por gravedad puede mejorar sustancialmente cuando se agregan agentes floculantes que promueven la agregaci6n del s6lido en particulas de mayor tamano y por 10 tanto de mayar densidad, 10 que provoca una mayor facilidad para la separaci6n. -109-


Los esquemas para los tres tipos de separacion por asentamiento y sedimentacion se muestran en la figura 5.3. Vapor

...

liquido

-~}'"~ ~->~t8 L ... L

~'~~::1'-:~' -.~

ss: _-_~_-_-o.::

_~~.:--

Alimenta~

l..£!uido

__

.a' -"""'

Llquido

pesado Liquido

Mezclas Jiquido - vapor

Mezclas liqUido-Liquido

Mezclas fluido-s6lido

Agura 5.3 Procesos de asentamlento de mezclas heter~neas. 5. 1.2 F/otacion

El proceso de flotacion se basa tambien en el aprovechamiento de las fuerzas gravitatorias que acruan sobre las fases involucradas, pero que ademas aprovechan la diferencia en las propiedades superficiales de las particulas. Generalmente, se provoca una corriente de burbujas de gas en el seno de un Hquido, a las cuales se adhieren particulas solidas que ascienden junto con dichas burbujas, 10 que da como resultado una concentracion del solido en la superficie. Este proceso se utiliza tambien para separar mezclas solido-solido (5-5), ya que cada uno de elIos presenta diferente grado de "adherencia" a la superficie de una burbuja de gas. En este caso, la mezcla se dispersa en un medio de flotacion, usualmente agua, por 10 que al realizarse el proceso de burbujeo una fase 86lida "flota" preferentemente en la superficie, con 10 que es posible colectar esta fase mediante un procedimiento mecaruco. Para incrementar la diferencia en las propiedades superficiales de los solidos, generalmente se agregan sustancias quimicas al sistema, como los modificadores de pH; los detergentes, que provocan la formacion de espuma que ayuda a la separacion; 0 los agentes hidrofobicos, que hacen que uno de los solidos disminuya su tendencia a incorporarse a las burbujas de gas. 5.1.3

Centrifugacion

En este proceso se usa primordial mente una fuerza centrifuga generada de forma mecaruca, que se utiliza cuando la separacion mediante fuerzas gravitatorias es demasiado lenta, ya sea porque la diferencia de densidades -110-


entre fases es muy pequefia 0 porque el tamafio de las particulas es tambien demasiado pequefia, 10 que requeriria dimensiones de equipo demasiado grandes y no econ6micas. El principio de los separadores centrifugos consiste en que al hacer girar un fluido alrededor de un eje, la fuerza centrifuga es mayor sobre las particulas de mayor densidad, por 10 que estas adquieren mayor velocidad y hacen que se ubiquen en las paredes del equipo en donde se realiza el proceso de centrifugaci6n. El equipo mas simple para llevar a cabo este proceso es el separador cicl6nico, mostrado en la figura 5.4, en el cual la mezcla por separar se introduce en la parte superior del cono, 10 que genera una corriente espiral descendente. Despues, cuando el fluido llega al fondo del con~, se produce una corriente espiral ascendente que contiene s6lo el fluido mas ligero, ya que las particulas s6lidas se separan hacia las paredes, a 10 largo del cono, y finalmente caen por la parte inferior. Para mezclas Hquido-liquido 0 liquido-s6lido se tienen equipos centrifugos mas complejos, para inducir mejor la separaci6n de fases.

Fluid"

1

Figura 5.4 Esquema del separador cicl6nlco.

-111-


5.1.4 Filtracion

Este proceso se utiliza para eliminar partfculas s61idas contenidas en un liquido 0 en un gas, ya que al hacer pasar la mezcla a traves de un medio poroso este retiene a las partfculas 0 permite el paso del fluido ya purificado. Existen diversos disefios de equipo de filtraci6n que depend en de la forma en que se retiene y elimina el s6lido del sistema, asi como diversos equipos comerciales para este prop6sito.

5.2 Separacion de mezclas homogeneas Como se mencion6 anteriormente, para separar una mezcla homogenea es necesario generar 0 adicionar otra fase al sistema. Se ha encontrado que cuando las volatilidades relativas de los componentes de una mezcla son suficientemente diferentes, puede aprovecharse esta propiedad para efectuar la separaci6n mediante el contacto de una fase liquida con una fase vapor, ya que al coexistir ambas hay una tendencia al equilibrio en el cual siempre se concentran los componentes mas volatiles en el vapor y los mas pesados en el liquido. Si esta operaci6n se realiza repetidamente sobre un fluido, es decir, si se efecrua de manera repetida la vaporizaci6n y Ia condensaci6n de fases, se produce el proceso de separaci6n mas comun que es la destilaci6n. Este proceso es el que mas se utiliza en la industria quimica, debido a que presenta ventajas sustantivas sobre otros procesos, por el conocimiento que se tiene de su disefio y operaci6n, asi como por su economia. 5.2.1 Destilacion

Las ventajas que deslacan de la destilaci6n sobre otras opciones de separaci6n, son las siguientes: • Su capacidad para procesar gran des flujos, 10 cual sucede debido a que es un proceso continuo que se lleva a cabo en una columna de platos 0 empaques, y cuyas dimensiones (altura y diametro) se ajustan a las capacidades requeridas, as! como a la pureza deseada de productos. Otros procesos altemativos a la destilaci6n, que podrian tener ventajas de otra naturaleza, tienen general mente la limitaci6n de capacidad de procesamiento, que las elimina como altemativa a la destilaci6n . • Su capacidad para obtener productos de muy alta pureza, 10 cual depende principalmente del numero de platos 0 cantidad de empaques que se instalen en la columna, y que ademas puedan ajustarse -112-


durante la operaci6n por cambios en el reflujo. Otras opciones que compiten con la destilaci6n no permiten lograr las altas concentraciones que esta operaci6n puede obtener. • Su capacidad para procesar cargas que presentan variaciones significativas en su composici6n con respecto al diseno, y que pueden ser absorbid as al hacer ajustes a las condiciones de operaci6n, como el reflujo y las cargas tt~rmicas en condensador y rehervidor. Esta caracteristica Ie da una ventaja de flexibilidad que no presentan otros procesos altemativos. • La accesibilidad que se tiene para la adquisici6n de equipo de destilaci6n de linea (columnas, platos, empaques, etcetera), la gran variedad de fabricantes y la posibilidad de predecir el comportamiento de sus componentes, precisamente por contar con una detallada evaluaci6n del comportamiento y desempeno de sus componentes por parte de los fabricantes. Esta caracteristica hace tambien que el diseno sea relativamente simple y confiable, y la adquisici6n y procura del equipo oportuna. Estas caracteristicas Ie dan a la destilaci6n ellugar primordial que tiene como proceso de separaci6n preferido. Sin embargo, es muy importante senalar quiza la (mica desventaja de esta operaci6n, pero que tiene efectos significativos en el consumo de energia que requiere. Debido a que el principio de la destilaci6n es generar vapor (suministrar calor latente) para despues condensarlo (extraer calor latente) en cada plato de la columna, se tiene una operaci6n inherentemente ineficiente desde el punto de vista termodinamico. En Otras palabras, la cantidad de energia que se sumihistra para lograr la separaci6n es mucho mayor que la que se requiere unicamente para separar la mezcla en sus componentes puros. As!, la destilaci6n ofrece una eficiencia termodinamica en su consumo de energia de alrededor de 5%, la cual, si se establecen esquemas de integraci6n energetica, como redes de intercambio de calor (ver Capitulo 6), en el mejor de los casos puede llegar a ser de 10%. En terminos de energia esto significa que de 100 calorias consumidas para generar la energia necesaria en la columna de destilaci6n, s610 de 5 a 10 calorias se utilizan para la separaci6n. -113-


5.3 Variables de diserio en destilaci6n

Las variables de disefio que deben especificarse en destilaci6n son: • Presi6n de operaci6n. • Reflujo. • Condici6n termica de la alimentaci6n. La presi6n de operaci6n es una variable de alto impacto en la economia del proceso, ya que determina la~ condiciones termicas a las que operani el sistema y en consecuencia las caracteristicas del material y el espesor de la columna. Entre mayor sea la presi6n de operaci6n se tendra mayor temperatura, mayor espesor y un material mas costoso para soportar esas condiciones. Por 10 tanto, una primera regIa para esta variable es que si no hay limitaciones, como las que se describen lfneas abajo, se debe buscar que la destilaci6n se efectue a presi6n atmosferica. En la mayoria de los casos no es posible lograr esta condici6n, ya que general mente se opera la columna a altas presiones. Conceptualmente, a altas presiones se tienen diversos efectos, algunos positivos y otros negativos sobre la operaci6n, entre los que destacan: ~

El calor latente de vaporizaci6n disminuye, por 10 que hay menores requerimientos de carga termica en el condensador yen el rehervidor.

~

La densidad del vapor aumenta por 10 que disminuye el volumen manejado, 10 que se traduce en un menor diametro de la columna.

X Las volatilidades relativas disminuyen, por 10 que la separaci6n se hace mas dificil y se requieren mas platos 0 reflujo para lograr la especificaci6n deseada de productos.

x El perfil de temperaturas a 10 largo de la columna se incrementa, y se tiene generalmente el punto mas caliente en el rehervidor, 10 cual puede provocar eventual mente problemas de descomposici6n termica de las mezclas que se vaporizan en esa secci6n y causan ensuciamiento, que entorpece la transferencia de calor.

-114-


Generalmente el factor que mayor impacto tiene en la economia del proceso es el tipo de medio de enfriamiento que se utiliza en el condensador; por ello, como regIa generalla operacion mas economica se logra cuando se utiliza agua de enfriamiento. Una vez establecida esta condicion, se fija la presion de operacion de la torre, en forma tal que el producto de domos tenga una temperatura de saturacion (burbuja) alrededor de looe mayor que la temperatura del agua de enfriamiento 0, en su defecto, se selecciona la presion atmosferica si la condicion anterior se logra solo a condiciones de vado. La figura 5.5 ilustra esquematicamente el criterio para establecer la presion de operacion de la columna. .

Vapor saturado

T

=T

StiRS

1------, T = 58 °C

=TAE "'20"C

Uquido salurado

Destifado

Figura 5.5 Determlnacl6n de Ia presi6n de operacl6n de una columna de destilacl6n.

Existen dos excepciones al criterio anteriormente descrito, una de ell as cuando para cumplir con una temperatura de domos lOoe mayor que la del agua de enfriamiento, se requieren presiones de operacion demasiado altas que hacen impractico utilizar agua de enfriamiento porque aumenta tanto la dificultad de separacion como los riesgos en la operacion. Esto es frecuente cuando el producto de domos contiene componentes de muy alta volatilidad relativa, como los hidrocarburos ligeros y el hidrogeno. En este caso, se utiliza como medio de enfriamiento un refrigerante que permita tener temperaturas y presiones mas razonables en la columna. -115-


Esta operaci6n es maS costosa por los requerimientos de energia asociados al cicIo de refrigeraci6n que requiere el refrigerante utilizado. La segunda excepci6n se presenta cuando a la presi6n fijada por el criterio anterior se alcanza una temperatura tal en el rehervidor, con la cual el material procesado tiene una alta descomposici6n por efectos termicos, 10 que sucede frecuentemente cuando se procesan compuestos de alto peso molecular 0 alimentos. En este caso, se fijara la presi6n en forma tal que no se alcancen ciertos niveles de temperatura, previamente determinados, por las propiedades de las sustancias que se procesan. Generalmente se requerira operar a vado, con el consecuente aumento en el costa de energia asociado al mantenimiento de esas condiciones de operaci6n. En cuanto a la segunda variable de disefio por determinar, el reflujo, debe considerarse que es una variable en conflicto, ya que si el reflujo es alto, disminuye el numero de platos (ventaja), pero hay mayor demanda de energia para producir este reflujo (desventaja). Lo contrario sucede si el reflujo disminuye. Dado que el costa total del proceso tiene como componentes el costa de la energia y el cos to del equipo, se tiene un comportamiento de este en funci6n del reflujo, como se muestra en la figura 5.6. Costo $ Costo lotal

Energia termica

Equipo ______--~----- (altura de la columna)

+

L-_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _

R

opt

Reflujo ( R)

,.1.2R

mIn

Figura 5.6 Determlnacl6n del reflujo 6ptimo en destJlacl6n.

-116-


Como puede observarse, invariablemente se encuentra un solo valor del reflujo que logra obtener un costa total minimo. Generalmente este valor se situa alrededor de 20% sobre el valor del reflujo minimo. De esta manera, la regIa heuristic a para fijar el reflujo es R = 1.2 Rmin . Naturalmente para cad a caso particular existira un valor optimo espedfico. La tercera variable de disefio que debe fijarse es la condicion t€~rmica de la alimentacion, la cual tiene menor impacto sobre la economia del proceso. Generalmente, si la alimentacion se encuentra en fase vapor (saturada 0 sobrecalentada) se tendra un mayor numero de platos en la seccion de rectificacion pero menos platos en la seccion de agotamiento, con 10 que se mantiene aproximadamente igual el numero total de platos de la torre que si la alimentacion se encontrara en fase liquida. Por su parte, la alimentacion en fase vapor tambien requiere mayor carga termica para enfriamiento en el condensador y, por el contrario, menor carga termica para calentamiento en el rehervidor. Puede verse entonces que la condicion termica de la alimentacion tiene siempre efectos positiv~s y negativos que tienden final mente a neutralizarse, por 10 que, como ya se indico, su efecto es de menor importancia que las otras variables de disefio.

5.4 Otras opciones de separaci6n de mezclas homogeneas Existen algunas caracteristicas de ciertas mezclas homogeneas que no permiten utilizar la destilacion como proceso de separacion, en cuyo caso es necesario elegir otra opcion que permita la separacion deseada en forma economica. 5.4.1 Separaci6n de mezclas de alto peso molecular sensibles a la temperatura

Como ya se menciono, compuestos de alto peso molecular tienden a descomponerse con mayor facilidad con la temperatura, por 10 que deberan separarse por destilacion al vado 0 por procesos de extraccion liquidoliquido, que general mente se efectuan a bajas temperaturas. 5.4.2 Separacion de mezclas que contienen compuestos muy volatiles

Ya se explico que compuestos muy volatiles requieren altas presiones para condensarse con agua de enfriamiento; la utilizaci6n de refrigerante como medio enfriante en la destilacion es generalmente muy costosa, por 10 que de manera regular se opta por la absorcion, la adsorcion 0 la sepa-117-


racion con membranas. La mejor seleccion depend era del flujo de material por procesar y las concentraciones de los compuestos de interes tanto en carga como en productos. 5.4.3 Separaci6n de componentes con baja concentraci6n en la mezc/a por separar

Para este tipo de mezclas la destilacion es extremadamente consumidora de energia, porque requiere vaporizar y condensar toda la mezcla por separar; y es solo de interes una fraccion muy pequefta que contiene al componente. En este caso las opciones de separacion son la absorcion 0 la adsorcion. 5.4.4 Separaci6n de componentes con puntos de ebullici6n muy cercanos

Existen mezclas en que se requiere separar compuestos que tienen practicamente la misma volatilidad relativa (por ejemplo isomeros). La separacion por destilacion representaria una gran cantidad de platos y un alto consumo de energia, por 10 que se recomienda la extraccion con solventes que tengan una mayor solubilidad hacia uno de los componentes, por la diferencia en la estructura quimica de su molecula. 5.4.5 Mezc/as con a/tas temperaturas de ebullici6n

Si se opta por la destilaci6n, se tiene una alta severidad termica a 10 largo de la columna, 10 cual requiere la utilizacion de materiales especiales que no son economicos; por 10 tanto, se tiene como opcion la separacion a trayes de la destilacion extractiva, en la cual se introduce un componente al sistema (solvente) que altera las volatilidades relativas y facilita la separaci6n de la mezcla. Sin embargo, se requiere una separacion adicional para la regeneracion del solvente. 5.4.6 Mezc/as que presentan comportamiento azeotr6pico

Existen mezclas que presentan un azeotropo a concentraciones menores que las requeridas por la separacion, 10 que establece una limitacion termodinamica para lograr la pureza deseada por destilacion. En este caso se tienen como opciones la destilacion extractiva en la que se introduce un componente que altera las condiciones del azeotropo, la extraccion liquido-liquido 0 la cristalizacion. Adicionalmente a los casos antes mencionados existen otros criterios que determinan la seleccion del sistema de separaci6n, entre los que se encuentran:

-118-

Seleccion del esquema de separacion

Aspectos de ingenieria y diseiio. Un factor que determina fundamentalmente la seleccion del proceso de separacion es que este sea suficientemente conocido, que se cuente con equipo que pueda ser adquirido en el mercado y que haya sido diseftado y construido bajo estandares bien conocidos. En la mayoria de los casos es mas economico adoptar un proceso de separacion comercial, que utilizar uno poco conocido y que todavia requiere desarrollo y pruebas. Operabilidad. Algunas veces el criterio de seleccion entre divers os procesos de separacion es la operabilidad del equipo, que toma en cuenta la flexibilidad para manejar diversas cargas y condiciones de operacion, asi como la facilidad de la operacion y del sistema de control asociado. Tambien debe considerarse la operabilidad de los fluidos manejados, ya que general mente se prefiere el manejo de fases liquidas y gaseosas que de solidos 0 lodos. Seguridad. Los aspectos de seguridad y riesgo pueden ser los elementos que determinen la seleccion del proceso, por 10 que en caso de operaciones no convencionales y poco conocidas deberan realizarse estudios de riesgo y analisis de fallas, para establecer el riesgo inherente a la operacion del proceso. Aspectos ambientales. Actualmente, a toda operacion de separacion debe asociarse un estudio de impacto ambiental, el cual en muchas ocasiones es determinante para seleccionar el proceso. En caso de un fuerte impacto ambiental debera considerarse en el analisis economico la inclusion del equipo para el tratamiento y disposicion de efluentes.

-119~

6 Selecci6n del esquema de intercambio termico

Todo me estti pemlitido, pero no todo es provechoso. San Pablo

Selecci6n del esquema de intercambio termico

6. 1 La relaci6n temperatura-entalpia de un fluido

La ental pia de un fluido se obtiene de la ecuaci6n:

H

f

f

T dT

(1)

= Ho + CP ( T - TO>

(2)

dH=mCp

HO

To

Es decir: H

Donde:

= Entalpia del fluido (KW). = Entalpia de referenda del fluido (KW). = Cap acid ad calorifica (KW/kg Qq. m = Masa del fluido.

H Ho Cp

CP = Cp x m (KWrq.

La ecuaci6n (2) considera que la Cp es constante en el intervalo de temperatura en que se evaluani la entalpia. Esta ecuaci6n establece una relaci6n lineal temperatura-entalpia, que puede representarse como se muestra en la figura 6.1.a. T T

Tp

•. -------- .••••.••••••.••••.

............... .

H

H.

H

Figura 6.1.a Relacl6n temperatura-entalpla de un flu/do.

-123-

Diseno de procesos en ingenieria qulmica

Si se aplica la ecuaci6n (2) para un fluido a dos condiciones de temperatura diferentes (Tl Y T2), entonces la diferencia de entalpias entre ambas temperaturas representa el calor que debe darse al fluido para lograr ese cambio de temperatura; esta dada por:

(3) El valor de MI no depende del estado de referencia, por 10 que la linea que representa el comportamiento H vs T puede desplazarse "horizontalmente" sin afectar los valores de MI, como se muestra en la figura 6.1.h.

rA;;~~-~:=S mantie'::"-:~)

Temperalunl

('C)

~ relaci60 ,\H I AT

-- ----

100

=CP

../

-------~.

- - - - - - - • - ••••••• -

AT=80

- - - - - - - - - - -.- - - - - - . - -

20

- -

--

-

--

-

·· ···

-. •

.1.H=40 L.-_......L_ _ _ _ _ _ _' - -_ _

500

540

~_------

__

600

560

+

H Enlalpi8 ( KWIk.g)

Figura 6.I.b Relacl6n entalpia-temperatura de un fluldo.

6.2 La integraci6n termica de procesos Una vez establecidos los esquemas de reacci6n Y separaci6n, de acuerdo con el"Modelo de cebolla" planteado en el Capitulo 2, es necesario definir la estructura bajo la cual se realizara la transferencia de energia termica al proceso. En primera instancia es necesario definir cuales corrientes calientes" del proceso intercambiaran calor con cuales corrientes "frias" del mismo, en el entendido de que las corrientes calientes" son todas aquellas que requieren disminuir su temperatura antes de salir a limites

II

II

-124-


de bateria. Hecha esta definicion, solo resta introducir nuevo equipo de intercambio para dar la energia no intercambiada entre corrientes, mediante servicios auxiliares (agua de enfriamiento, vapor, combustible). La mayor integracion del proceso, mediante el intercambio de calor entre corrientes frias y calientes, permite disminuir el requerimiento de energia externa, con el consecuente impacto en su economia. Para ilustrar el concepto de integracion termica se debe considerar el esquema presentado en la figura 6.2, en la que se tiene una corriente "fria" de alimentacion a un reactor, la cua! debe ser calentada de su temperatura de entrada a la planta (50°C) hasta la temperatura de reacci6n (200°C). La corriente "caliente" efluente del reactor, que sale a 200°C, debe ser enfriada hasta BO°C. En la figura 6.3 se muestra el arreglo que se te:rydria sin integracion termica entre corrientes, calentando la carga con vapor y enfriando el efluente con agua de enfriamiento, respectivamente. Se muestra la grMica que relaciona la temperatura T de la corriente vs su entalpia (H), en la que se puede apreciar la carga termica requerida por cada corriente de proceso. Oar calor

Garga

@50'C

Produclos

Reactar

200' C

@200'C

1---+

@80'C

200'C

+

Eltmtnar

cal",

Figura 6.2 Requerirnlentos de calor en un proceso.

Una altemativa al esquema de proceso presentado en la figura 6.2 es intercambiar calor entre la corriente de carga "rna" y el efluente "caliente" del reactor, como se muestra en la figura 6.4; la cantidad de calor que se puede intercambiar depende del llamado "acercamiento minima de temperatura" (LiTmin) que se permita en el intercambiador, al cual se Ie llama punto de pliegue 0 pinch point. Si para este ejemplo se considera un LiTmin de 20°C, las curvas H vs T de cada corriente se desplazan "horizontalmente" hasta que se tiene un acercamiento "vertical" equivalente a los 20°C propuesto. Se observa que en este esquema disminuyen los requerimientos de calor adicionales, tanto para calentar la carga como para enfriar el efluente. Este ahorro de energia es resultado de la integracion termica propuesta. -125-


CO
G50

-{:J}~-------w·1 ~

Reactor

(i)200'C

L----.....o.0~

ProductOi

@aoG

'-------' Agua"" ..rnnamillOlolAE)

TempetaWta T

200~--------~--------------------'

ao~----~

50~--------~--------<

Entalpia H Q,

Q,

Garva terrnica

C"'!Ioterrnica

per efiminar AE

por IUministrar por elvapoi'

Figura 6.3 Suministro y elimlnad6n de calor sin integracl6n ~rmlca.

Cuando en una planta quimica, como es el caso general, se cuenta con varias corrientes "mas" y calientes", el problema es entonces determinar la manera en que se interconectaran 0 integraran para obtener un 6ptimo aprovechamiento del intercambio h~rmico entre ellas. Este es el problema primario por resolver cuando se realiza el diseno del sistema de intercambio termico del proceso. II

Para encontrar la soluci6n se ha desarrollado ]a tecnologia de diseflo del punto de pliegue, cuyo objetivo principal es obtener ahorros econ6micos en el proceso mediante una 6ptima integraci6n termica; es decir, lograr maximizar el intercambio entre corrientes de proceso y minimizar las cargas termicas por suministrar, mediante servicios auxiliares.

-126-


Callla

Produclo a 60" C

a5QOC

AE

Cambiador de calor enlre ccflienles de proceso

T

. / '

200

Las turvas. .se movieroo hOfizQntalrnente

,

70

" Acercaml8fl:to • de200C

para ac&rcStsQ haSia que ""mpla" uO acercamienlo de lempetalura (yertical)
I

Nueva car"a term"", par suministrar por ·el vapor

50

.'

~--~~~~------~'-------' H Nueva carga rermica POI" eliminillr con IIlI agua dQenfriamiento

Figura 6.4 Suminlstro y ellmlnaci6n de calor con Integracl6n termica.

La integracion de corrientes de proceso se puede establecer entonces

a traves de la metodologia de punto de pliegue (pinch point), que se ha convertido en la herramienta estandar para resolver este problema. Para ilustrar la metodologia, se debe considerar como ejemplo el esquema de proceso de la figura 6.5, que representa dos columnas de destilacion en serie, en el cual la integracion termica consiste en la utilizacion de la corriente de domos de la columna 2, primero para precalentar la carga a la columna 1 y despues para producir vapor de baja presion (VBP); los fondos de la columna tambien se utilizan para calentar adicionalmente la carga a la columna 1. Las cargas termicas restantes, tanto para calentamiento como para enfriamiento, se suministran por medio de vapor de alta presion (V AP) externo al proceso y agua de enfriamiento, respectivamente. Se permite un acercamiento minimo de 20°C. EI objetivo es establecer un esquema de integracion que logre el maximo aprovechamiento de la energia termica -127-

Diserio de procesos en ingenierfa quimica

disponible en el proceso, y por 10 tanto que tenga el menor requerimiento de energia extema posible. VBP

1S00C Aalmacenamiento

Figura 6.5 Diagrama de proceso.

6.3 Representaci6n de mal/as de la red de intercambio termico

El primer paso es representar la red de intercambio termico a partir de la informaci6n contenida en el diagrama de proceso de la figura 6.5. La representaci6n por mallas tiene las siguientes caraderisticas (figura 6.6): • Las corrientes "calientes" se localizan en la parte superior y van de izquierda a derecha -7 . • Las corrientes "frias" se localizan en la parte inferior y van de derecha a izquierda ~. • Un cambiador de calor se representa por una linea vertical que une, mediante dos circulos extremos, a las corrientes fria y caliente que intercambian calor. La carga termica se indica abajo del circulo inferior.

-128-


• Los cal entad ores (H) 0 enfriadores (C) se representan con un circu10 sobre la corriente de proceso a la que afectan. • Las temperaturas se indican a1 inicio y final de cad a corriente para visualizar los acercamientos logrados.

:3 Domas col. 1

CP

Carga

(MWFC)

Icnnka

O.04J

2.15

0.00:';

0.1

036

9.0

0.02

2.2

0.025.

475

0.05

R 25

0 . 68

3.'1

1.0

!I.U

2.2

~~~~--~~----+-----r---~C

----+

3.25

150 'C Catga IXII. 1 2

220'C

Hr-------------1----------r~

Rehervidor col. 1

235'C

Carga cal. 2 4

130'C 2.25

Figura 6.6 Representaci6n de mallas de la red de intercamblo t~ico.

6.4 Construcci6n de las curvas compuestas A primer a vista este ejemplo tiene poco margen para mejorar su integracion termica, porque ninguna de las cargas a rehervidores pueden suministrarse mediante las corrientes calientes de proceso. La mayor temperatura es de 230°C y las cargas a rehervidores se requieren a 220°C y 235°C, por 10 que ambas necesitan servicios de calentamiento externos.

-129-


Surgen dos preguntas basicas para resolver este tipo de problemas: • LQue tan alejada esta la red de intercambio actual con respecto a la red 6ptima? Para responder se requiere contar con un procedimiento para definir el minima requerimiento de energfa extema. • Le6mo establecer la red "6ptima"? Para esto se requiere establecer un algoritmo de sintesis. Para definir el minima requerimiento de energfa se debe considerar como ejemplo el caso presentado en la figura 6.3. Para las corrientes calientes, el diagrama H vs T se representa en la figura 6.7, en la que se observa que las rectas se descomponen en una serie de interval os de temperatura definidos por los valores iniciales de origen y los finales buscados para cad a corriente. Para construir una curva compuesta de este tipo (una que represente el contenido termico de todas las corrientes calientes), se suma el calor disponible en cada uno de los intervalos.

-130-


250 Cargas calienles

200

Curvs compuesta caliente

(230-175) ·0.025

=1.375MW

(175 - 150) x (0.36 -to 0.0259) =9.625MW

(15O -100) 5 (0.043 =4.4MW

I--

I

0.02

(100- 40) x (002 =3 .. 0MW

0025)

-to

0.025)

OL-__~~I---~__-+__~__~__Y-__~__+-__+-~ 4 2 6 8 10 12 14 16 18 20 22 H(MW)

Figura 6.7 Construccl6n de la curva compuesta caliente.

Para construir la curva compuesta de las corrientes frias se sigue un procedimiento similar y despues se grafican las dos curvas compuestas en el diagrama T vs H, como se muestra en la figura 6.8. La curva compuesta £ria puede entonces moverse "horizontalmente" a la izquierda, con el objeto de disminuir el acercamiento de temperaturas, de forma similar a como se realiza con corrientes individuales, que se ha ilustrado en la figura 6.2. Una vez que se establece un valor de acercamiento minima (LiTmin ), se encuentra el valor minima de servicios extemos "frios" y "calientes" que requerira el sistema.

-131-


Servicios calientes

IE

250

11.4 MW

)1 ,.............. .. "

200

.................

0>"

Curva compuesta caliente

•

150 (.)

o

100

50

o

."

:' Curva compuesta tria

.. . . o

5

10

15

20

25

30

35

40

H(MW) Figura 6.8 Curvas compuestas caliente y frfa.

En el ejemplo, dado que las cargas termicas de los dos rehervidores se obtendnln de servicios externos, la curva compuesta fria se desliza en forma tal hasta que ambas corrientes se u bican a la derecha de la curva compuesta caliente. EI punto mas alto en el resto de la curva compuesta caliente cae vertical mente por arriba de la tercera corriente caliente con la cual coexiste. Si las curvas se juntaran mas, entonces la curva caliente se ubicaria por arriba de las lineas de los dos rehervidores y se violaria el valor de ATminPor 10 anterior, la discontinuidad en la curva compuesta fria establece el limite del acercamiento entre ambas curvas. En la figura 6.8 se observa que los minimos val ores de carga termica proporcionada extemamente son de 11.4 MW para servicios calientes y de 10.15 MW para servicios frios, respectivamente. -13 2 -


6.5 La Tabla problema

Un algoritmo alternativo a la determinaci6n grMica de los requerimientos minimos de servicios externos 10 constituye la Tabla problema que consiste en un manejo aritmetico de datos y que no tiene que recurrir a tecnicas de tan teo y error". Este metodo comprende tres pasos: 1/

Paso 1 Convertir las temperaturas en intervalos de temperatura: Para las corrientes calientes: Tint = T - i!Tmir12 Para las corrientes frias: Se utilizan intervalos porque de esa manera se establece una tolerancia para i!Tmiw con 10 que ellimite de acercamiento de las curvas compuestas caliente y fria se tiene en i!Tint = 0 (en donde se tocan), en lugar de tener una separaci6n vertical equivalente a i!Tmin = O. Los interval os de todas las corrientes se ordenan de mayor a menor, eliminando los que se duplican. Para el ejemplo, este paso se presenta a continuaci6n:

Corriente

Inicial

Final

Inicial

Final

°C

°C

°C

°C

I ) Indica un intervalo duplicado. -133-


Paso 2 Una vez establecidos los interval os de temperatura se rea liz a el balance de calor para las corrientes que se encuentran dentro de cad a intervalo. Para esto se utiliza la ecuaci6n:

Donde:

j = Intervalo de temperatura.

= Requerimiento de calor total de intervalo j (MW). CP~ = Calor especifico masico de la corriente fria (MWrq. CPh = Calor especifico masico de la corriente caliente (MWrq.

DH·

Los resultados para el ejemplo se muestran en la siguiente tabla. Se debe notar que en cada intervalo hay un deficit 0 un excedente de calor. Intervalo de temperatura

°e 245 240 230 225 220 190 165 140 90 30 25

Cascadade

lJT ECPc-ECPh

°C

MWrC

5 10 5

1.6 1.6 2.28 1.6 -0.025 0.025 -0.335 -0.038 0.0 0.05

5

30 25 25 50 60 5

lJH MW 8.0 16.0 11.4 8.0 ..0.75 0.625 -8.375 -1.9 0.0 0.25

calor MW 0.0 .. 8.0 -8.0 -11.4 -11.4 -10.65 -11.275 -2.9 -1.0 -1.0 -1.25

~~:jle

calor correglda .. MW 11.4 3.4 3.4 0.0 0.0 0.75 0.125 8.5 10.4 10.4 10.15

Paso 3 Como el calor s610 puede transferirse de mayor a menor temperatura, en general es posible suministrar el deficit de calor en un intervalo dado de temperatura, ya sea con un servicio auxiliar extemo 0 transfiriendo el exceso de calor de un intervalo de temperatura mayor al que tiene el intervalo en estudio (transferencia en cascada).

-134-


Con la aplicaci6n de este concepto de transferencia en cascada al ejemplo, si se considera que no se suministra calor externo al intervalo mas caliente, se obtiene la cascada de calor mostrada en la tabla anterior. Al observar los flujos de calor entre interval os se presentan algunos valores negativos, el mas grande es de -11.4 MW entre los intervalos 3-4 y 4-5. Lo anterior es termodinamicamente imposible. Para asegurar que se tiene una transferencia en cascada factible", es necesario aumentar todas las cargas termicas en 11.4 MW al inyectar este calor al intervalo de temperatura mayor, mediante un servicio extemo. Con el ajuste senalado se obtiene la cascada mostrada en la ultima columna de la tabla anterior. Con esta correcci6n, el flujo de calor entre los intervalos 3-4 y 4-5 es cero, 10 cual hace factible la transferencia de calor en todo el sistema. Los flujos de calor que entran y salen en la cascada representan las magnitudes de servicios extemos frios y calientes para cumplir con el valor establecido de ATmin' En el ejemplo, estos valores son 11.4 MW Y 10.15 MW, respectivamente, que son los valores previamente calculados con el metodo de las curvas compuestas. 1/

Este procedimiento es mas sencillo, especialmente cuando se tiene un gran numero de corrientes por integrar. 6.6 La curva gran compuesta La curva gran compuesta (CGq es la forma de representar grMicamente la cascada de transferencia de calor en la red. Se obtiene al graficar el flujo total de calor en cada una de las fronteras del intervalo ajustado de temperaturas. Para el ejemplo, la CGC se representa en la figura 6.9 y se utilizara para definir las condiciones bajo las cuales se maximiza la producci6n de vapor de baja presi6n (VBP). La temperatura de la corriente fria de VBP se convierte a temperatura de intervalo mediante (130 + 20/2), es decir, es 140°C. En la CGC el calor disponible a 140°C para producir vapor es de 8.5 MW. Si se considera tambien el calor sensible para llevar la temperatura delliquido condensado de 108° a 130°C, el calor total sera de 8.86 MW.

-135-


250 .Curva gran compuesta (CGC)

200

150[. ===::::=.::;~~~ Producci6n de VBP

\

~

'\!

I-

100

CGC modificada para

! produccion de VBP

I

50

i I

(

1.29MW Servicio frio

OL-______~I------~I--------~------~I------~--------

o

2

4

6

B

10

H(MW)

Rgura 6.9 Curva gran compuesta para maxima produccl6n de vapor de baja presl6n.

Esto se rnuestra en la figura 6.10, en la cuallas lfneas con flecha representan las cargas terrnicas para producci6n de VBP. EI efecto de la generaci6n de vapor a ternperaturas debajo de 140°C se representa con lfneas punteadas. La CGC rnodificada rnuestra que el calor elirninado con agua de enfriarniento externa disrninuy6 de 8.86 MW a s610 1.29 MW Y la diferencia de esta carga terrnica se ha utilizado para generar vapor. Con respecto al caso base, la cantidad de VBP generado se ha incrernentado de 2.16 MW hasta 8.5 MW.

-136-


11AMW

250

I-

o

4

8

12

16 H(MW)

20

24

28

32

Figura 6.10 Curva gran compuesta.

6.7 EI punto de pliegue y su significado

Una vez establecido el requerimiento minima de energia extema a 1a red, queda por definir cueil red de intercambio de calor permite lograr ese objetivo. En e1 ejemplo ha quedado establecida la maxima generaci6n de vapor y queda por establecer la estructura de la red que permita lograr ese valor. La figura 6.11 muestra las curvas compuestas fria y caliente para el ejemplo que es en esencia Ia misma figura 6.9 pero modificada para Iograr la maxima generad6n de VBP. En el punto de mayor acercamiento las curvas estan separadas verticalmente una distancia L1Tmin = 20°C, 10 que se conoce como punto de pliegue, en el cual se tiene el menor gradiente termico, por 10 que representa el punto de mayor restricci6n en 1a red de -137-


intercambio de calor. En el ejemplo, la temperatura del punto de pliegue es 150°C para las corrientes calientes y de 130°C para las corrientes frias. QH min

T

t\ Tmin

Fuente de calor

Qcmin H Figura 6.11 Curvas compuestas y concepto de punto de pllegue.

El punto de pliegue permite definir dos zonas de intercambio de calor: a) El area de absorcion de calor, en la cual existe un deficit neto y requiere solo calentamiento externo. b) El area de generacion de calor, en la que hay un excedente neto de calor y por 10 tanto requiere solo enfriamiento extemo. Con esta segregacion de corrientes, algunas de ellas se ubican en el area de absorcion y otras en la generacion de calor. -138-


Se han establecido tres reglas para sintetizar una red de intercambio de calor: RegIa 1. RegIa 2. RegIa 3.

No transferir calor a traves del punto de pliegue. No enfriar arriba del punto de pliegue. No calentar abajo del punto depliegue.

6.8 Disefla de la red sabre el punta de pliegue Dado que el punto de pliegue es el de mayor restricci6n para transferir calor, generalmente se busca establecer una red "lejana" a dicho punto. Primeramente se realiza el disefio en la regi6n por arriba del punto de pliegue, la cual puede representarse en el diagrama de mallas como se muestra en la figura 6.12, en donde las corrientes calientes 3 y 5 Y las corrientes mas 6 y 9 se localizan en el pliegue. Para encontrar que corrientes deben intercambiar calor, es necesario identificar los valores de CP de las corrientes en el punto de pliegue. Para intercambio entre corriente arriba del pliegue se debe tener CPh 5 CPC" Para el ejemplo esto sucede si se establece el intercambio entre las corrientes 3 y 9 Y las corrientes 5 y 6, respectivamente.

175" ....--.,.-_______

LiJ

r23,....,OOr--_ _ _ _ _ @

W

170'l0QO

Q)~
1800

___

.

.:_00_ _ _ _ _ _ ®-155-0-(])-1-45"-1----® 220

li5

05

• ~.• .....

_.,;1~5O";..,

..

1SOO:

:

• ~:

1300'

0.75

· · ·Ii]

. . ------------(1) ------'-;;.;;....&:-+m::-1 . 1300 ,

•

130" •

1---1

g

Figura 6.12 Malia de intercamblo de calor sobre el punto de pliegue.

-139-


Una vez establecidas las corrientes que intercambian, es necesario definir las cargas termicas que se tendran en cada caso. La regIa por aplicar es que se debefi:l intentar maximizar el intercambio de calor de cad a par de corrientes que se integran, hasta el limite de 10 po sible que pueda proporcionar ya sea la corriente fria 0 la caliente, 10 que hara que se elimine esa corriente del analisis posterior (figura 6.13). CP caliente> CP frio

CP calienle <: CP frio T

PHre /'

Pliegue Callente

T

V . . . . . Frio

~Tmil{V

Caliente

1

·

·· ~}ATmin Frjo

!

H

Pliegue

1 ~aliente

T

·

V7Frio ATmitl

{V ··

CP caliente> CP frio

:

H

Pliegue

T

~

~:

CP caliente < CP frio

caliente------:} .----

CP caliente> CP frio

'------'---_ H

No factible

: A

T

-------.:.'

Frio

H

. mIn CP caliente'" CP frio No 'adible

Figura 6. 13 Reglas del CP para eI dlsefJo de Ia red.

Para el intercambio de calor entre las corrientes 3 y 9, si se establece una carga termica de 8.5 MW se eliminara la corriente 9 y se lograra una temperatura para la corriente 3 de 173.6°C. Para el intercambio entre las corrientes 5 y 6 no se puede aplicar la regIa anterior, pues al definir una carga termica de 2.0 MW se obtendria una temperatura de la corriente fria de 170°C, 10 que no Ie permitiria recibir calor de la corriente 3 pues violaria el L1Tmin = 20°C, Ycomo es la (mica corriente que queda para recibir calor, se requerira servicio auxiliar externo de enfriamiento. Por 10 tanto, no hay carga termica para este intercambio y se seleccionaran las siguientes corrientes por intercambiar para completar el analisis, es decir, las corrientes 3 y 6 Y las corrientes 5 y 6, respectivamente. Se obtiene entonces una temperatura fria de 155°C (175°C - 200 q del intercambio 3-6, con 10 que es posible calcular las cargas termicas restantes y las tem-140-


peraturas logradas del intercambio de calor. Los requerimientos de calor de las corrientes 7 y 8 se obtienen de servicios externos calientes (vapor de alta presi6n) disponibles a la temperatura de condensaci6n de 255°C. 6.9 Disena de la red par debaja del punta de pliegue

La figura 6.14 muestra la malla para las corrientes por debajo del punto de pliegue. Se mantiene el criterio de disenar "lejos" del punto de pliegue. Para seleccionar las corrientes que intercambian calor, si se aplica la regIa de las CP abajo del pliegue (CP h ?: CPc) no es posible el intercambio con la corriente b, por 10 que es necesario separar las corrientes frias y calientes para asegurar que se cumpla la regIa de las CPo La manera de determinar cmiles corrientes se separan y que relaci6n de separaci6n utilizar, se define por elllamado "procedimiento de separaci6n de corrientes", que se muestra en la figura 6.14.

··i:!., ----,v ----'~ ,,

I

Cargl

CP

(Mwrq

termioa (mw)

0.043

2.15

!1.006

0.3

0.02 0.125

t-', 1-.

!I !1'50'

0.0164

100·

Q]~14,~i-------GD--'-00-"------------------------4-0'

Ii

~QQ~------------------~~ ~

r-I'H'I-I_50_"- - - - - - l l - - - - - - - - - - (V 132'@ 2 ..2

4.75

0.31

rll-+'"'-'--____---lI ______ @ ____ I--___6::,1=..2'__-{ 5

, i, ::

0.68

i! i! ·.

0.05

Disen,r "Iejos" del pli_gue

5.75

cp= 0.032@ __..:;62;;;,; . 8;.,.'__I--__I--_@

i! !I

~CP_=_0_.01_8______ ~ __~______~ 2.07

:130' 0.36

1.53

1.15

1~~i

IDS"

!I~'-----------------(V ----------------.-19-.1

I,

0.36

:

,!

EJ pllegue

!! !!

Figura 6.14 Malia de intercambio de calor abaJo del punta de pliegue.

-141-

~


Aplicando este procedimiento al ejemplo, se observa que se debe separar la corriente £ria 6 en dos corrientes. Para determinar la relaci6n de separaci6n se construye una tabla de CP, de la forma siguiente:

Tabla de CP

Corriente 1 . 0.043 Corriente 5 Corriente 4

0.025 0.02

0.032, /0.05 0.018"""'0.0164

Corriente 6 Corriente 9

En este caso, la relaci6n de separaci6n de la corriente 6 es la misma reI aci6n de las CP de las dos corrientes calientes con que se hani el intercambio de calor (corrientes 1 y 4). EI intercambio entre las corrientes 1 y 6 (ramal 1) presenta una carga termica de 2.15 MW que elimina la corriente 1 y logra un enfriamiento de 62.8°C en el ramal 1 de la corriente 6. Para el ramal 2 de la corriente 6 con la 5 se tiene una carga termica de 2.07 MW, con 10 que se Iogra un enfriamiento de Ia corriente caliente 5 hasta 67.2°C. EI ultimo intercambio se da entre las corrientes 4 y 9 Y se obtiene una carga termica de 0.36 MW, que elimina a la corriente 9 y logra enfriar a la corriente 4 hasta 132°C. Una vez establecidos todos los intercambios en el pliegue, s610 queda pendiente la corriente fria del ramal 1 de la corriente 6. Esta corriente intercambia calor con la corriente 4 con una carga termica de 1.53 MW, con 10 que se elimina el ramal frio. Ya que todas las corrientes frias se han eliminado, s610 resta colocar enfriadores extremos para las corrientes calientes 2, 4 Y 5.

6. 10 Diseflo integral de la red de intercambio de calor Con la estrategia anterior, ya es posible establecer la red integral de intercambio de calor, la cual se representa en el diagrama de mall as de la figura 6.15 y en forma de diagrama de flujo de proceso en la figura 6.16.

-142-


~

m

~10~~r-

175" 3

______________~~

~

1SOO :

·. · ..

• lW

4

~--+----1--~2~~:~:~1~5~~~--~6~~r----r--~~-{ 62.8"

1450

~

____

~6~~

__________- J

2.07

~ ~ ~

~ II

·· ·. ·.

~~----~1~~~:~'----------~G) ~

:

O~

: EI piiague

Figura 6.15 Representaci6n a mallas de la red Integral de Intercambio de calor.

La red integrada se genera al reunir los resultados parciales obtenidos del disef\.o arriba y abajo del punto de pliegue.

-143-


15O"C

GenooaciOO de vapo< de baja p
180' C

Figura 6.16 Dlagrama de ftujo de Ia red 6ptlma de Intercamblo de calor.

Esta tecnica permite lograr disefios 6ptimos de redes de intercambio de calor entre corrientes de proceso. Actualmente es la metodologfa utilizada para su disefio y tambien para hacer modificaciones a disefios ya existentes. Se han desarrollado programas de c6mputo comerciales para su aplicaci6n sistematica por el ingeniero de procesos.

-144-

7 Filosofla operacional

EI buen juicio parte del buen entendimiento, yel buen entendimiento procede de la razon expuesta a traves de buenas reglas, y las buenas reglas son hijas de la buena experiencia, madre comlin de todas las ciencias y artes. Leonardo da Vinci

Filosofia operacional

El disefio de proceso guarda una relacion muy estrecha con la operabilidad de la planta. Un adecuado disefio debe considerar y prever cualquier aspecto que permita asegurar una operacion segura, estable y amigable con el operador. Por esta razon, es el propio ingeniero de proceso quien debe documentar adecuadamente las filosoflas basic as de operacion, ya que es el responsable de los aspectos conceptuales del disefio, incluyendo el esquema de proceso; las especificaciones de los equip os; las condiciones de operacion que deben alcanzarse; y la respuesta de la planta a modificaciones que puedan presentarse durante la operacion. Por 10 tanto, debe haber considerado los aspectos operativos en esas etapas. La recopilacion de esta informacion se realiza normalmente en el documento llamado "Filosoflas basicas de operacion", su descripcion debera cubrir cuatro puntos: • Variables de operacion y control de proceso. • Operaciones anormales. • Procedimientos de operacion especial. • Requerimientos de control analftico del proceso.

7. 1 Variables de operaci6n y control de proceso Con el fin de facilitar el analisis de las variables de operacion y control de la planta, sera conveniente dividir esta en secciones para su descripcion (v.gr. seccion de reaccion, sec cion de fraccionamiento, etcetera). En algunos casos sera necesario, inclusive, subdividir cada seccion en equipos 0 grupos de equipos en los cuales se requiera analizar las variables de operacion y control especificas para dichos equipos (v.gr. reactor y cambiadores de un tren de precalentamiento, etcetera.). La division de la planta en secciones estara basada en la secuencia que se indica en los diagramas de flujo de proceso. Una vez dividida la planta en secciones, se deberan cubrir los siguientes puntos para cada una de las secciones: a) Descripcion del efecto de las variables, como presiones, flujos, temperaturas y relacion de reflujo. Dicho efecto podra ser expresado por 10 menos en forma cualitativa; sin embargo, en algunos casos sera conveniente expresar la magnitud del efecto de las variables que pudieran presentarse.

-147-

Diserio de procesos en ingenieria qulmica

Esto es especialmente importlmte para las plantas que se disefian para cubrir varias alternativas de operacion por diversos motivos (procesamiento de cargas de diversas caracteristicas, obtencion de productos de especificacion variable y altt~rnativas en el empleo de catalizadores, entre otras). b) Descripcion de la forma como se mantendran las variables antes mencionadas dentro de los rangos de operacion seleccionados, mediante los controles basicos del proceso, de acuerdo con la informacion de los diagramas de flujo correspondientes (v.gr. la temperatura de descarga de un homo se mantendra mediante un control de flujo sobre la linea de alimentacion de combustible). La secuencia antes mencionada debera continuarse para cada uno de los principales equipos 0 sistemas de una seccion dada. Como se menciono anteriormente, en algunos casos no se considerara necesario hacerlo en todos los equipos de la planta, ya que podran agruparse para que los aspectos que se describan para las variables de operacion sean aplicables para todos elI os en forma equivalente (v.gr. en un sistema de precalentamiento mediante un tren de cambiadores, se pueden describir las variables de operacion, considerando los diversos equipos en forma conjunta). 7.2 Operaciones anormales

Las fuentes de informacion necesarias para cubrir este punto son las siguientes:

Bases de diseiio de La planta. Dependiendo de las caracteristicas de flexibilidad de operacion que se especifiquen para la planta, se podran presentar condiciones anormales de operacion que sera necesario describir (v.gr. debido a la variacion de las caracteristicas de la carga que se pudieran tener en una torre desetanizadora, esta tendria que operar como torre despropanizadora durante cierto tiempo, en condiciones de operaci6n totalmente diferentes). Criterios de diseiio de la pLanta. De acuerdo con 10 establecido en dichos criterios, pudiera anticiparse que la planta continue operando a paro de determinados equipos 0 secciones de la misma, 10 que implicaria la operacion de la planta bajo condiciones anormales. -148-


La descripcion correspondiente de las condiciones anormales de operacion se hara de acuerdo con la siguiente secuencia: a) Primero sera conveniente describir el efecto inmediato que se presentara en la operacion de la planta al estar un equipo fuera de servicio por alg(tn motivo (v.gr. indicar el efecto que se tendria al pararse un compresor, como un incremento en la presion del circuito a la succion y un posible relevo de gas por los dispositivos de seguridad). b) A continuacion sera necesario describir las acciones correctivas que se deberan adoptar para evitar que la planta opere en las condiciones de inestabilidad derivadas del paro del equipo (v.gr. modificar el punto de ajuste de la valvula de control de presion, con el objeto de evitar que continue el desfogue). c) Por ultimo, sera recomendable describir las condiciones a las cuales operara la planta al prescindir del equipo en cuestion, y senalar la forma en que se veran afectados en su operaci6n los equipos que se encuentren relacionados. Si las variaciones en las condiciones de operacion de la planta son notables, sera necesario incluir informacion cuantitativa sobre dichas condiciones anormales (presiones, temperaturas, flujos).

7.3 Procedimientos de operaci6n especial Se deberan cubrir los siguientes aspectos: a) La descripcion de la operacion de aquellos sistemas, secciones 0 equipos que sea necesario llevar a cabo en forma intermitente 0 dclica y que, por 10 general, no se representan en los diagramas de flujo de proceso. Por ejemplo, la operacion de regeneracion del adsorbente de un sistema de deshidratacion o.Ia reactivacion periodic a del catalizador de un reactor. En estos casos sera necesario llevar a cabo una descripcion detallada de las operaciones especiales e indicar las condiciones que prevaleceran en los equipos involucrados (presiones, temperaturas, flujos), asi como la duracion de las diversas etapas, si las hubiese, de estas operaciones especiales. b) La descripcion de la operacion de sistemas de proteccion continua a equip os, tales como sistemas de inyeccion de inhibidores de corrosion, de agentes antiespumantes y de reactivos 0 agentes quimicos. En estos -149-


casos se llevara a cabo una descripci6n de las condiciones de operaci6n de dichos sistemas especiales, en la que se detallen las variables involucradas (flujos, presiones, temperaturas, pH), sobre todo en 10 que se refiere a la forma para la cual dichas variables se mantendran dentro del control requerido.

7.4 Requerimientos de control analitico del proceso Para cubrir esta parte se elaborara una lista de las corrientes que deberan ser analizadas, incluyendo composici6n, condiciones de operaci6n, componentes clave por medir, variaci6n de estos componentes e impurezas presentes. Se debera tam bien recomendar el metodo analftico mas adecuado para el proposito. Los siguientes puntos pueden ser tornados como una gufa: a) Para las plantas muy conocidas por el cliente solamente se hara mencion de los tipos de analisis por efectuarse, haciendo referencia a las normas ASTM que las describen, sin poner descripcion alguna del metodo analftico. b) En plantas de procesos poco conocidos por el c1iente, se hara una descripcion completa de los metodos utilizados. c) En el caso de plantas que tengan instrumentos de analisis continuo, se debera hacer referencia al manual de fabric ante del equipo para fines de calibraci6n. Para poder ilustrar las ideas sobre "variables de operacion y control del proceso", se debe considerar el esquema de proceso de la planta hidrotratadora de nafta mostrado en la figura 7.1. La unidad esta disenada para procesar 5 000 BPD de una mezcla constituida de nafta virgen y gasolina reductora de viscosidad. La funcion principal de la planta es preparar la alimentaci6n a una unidad reformadora. EI proceso consta basicamente de una seccion de reaccion y de una seccion de estabilizaci6n.

-150-

,-fpC,

L HkirOgeno de

. ..........................

"'~

....j:><}....

reposiciOl'l

my ._ ...

~ ......... .

'-i~f~~~~=@ '~-

Reactor de estabililaci6n

. :•......~J

#;~::5~~·

~.

"r

l~~r- ,~

r

.. . . . . . . . . . . . . . ""."'.~~~ ...:!. . .. Agua

Acomulador derefkljo

/'-,

--~ C ,:::Jii]

ondensad

;.. ~~~

\ ,._ -

I

Calentado de cargo

1-0

c.n 1-0

tJ .~ . :-: I ~

~, /-

I

f - - - -- - ".TC; .•.1" .

It·-

Nefto

.

' ; , / t (-;. f Tanquede

carga

................_..........- ..,

.... \ ._"""'i,.

-.-f

/" '.

m ~/'~~-'I'

/ FC' ";

[~i

). . . ,< Bomba d& carga

::,

FoHro

Gas

';GI~~

~-...

It~ ~·· · · · t·· ~<.J\ .· · , .~i (TC\

/ ...........

~ <

I

r.-

Bomba

,.'"

~>...~/ ,~:jo L----,IJ·~

~

- ',

,. j

!"l

'Fe}... T. ..

Gas amargo

L.·:· ::········· · ~

Destilado ligero

"'---i'-~

"'(LIe;

~

...................................................•.....

Renervidor de estabilizadora

/~

..

············· t :..,<.: Bomba de producto

(. 1>4 ..·

~@]

:!! ..... . . C8rga • reformadora

o '" o

~

o

"0 /'l)

ill n

Figura 7.1 Diagrama de proceso para hidrotratamiento de nafta.

O· ::J a!.

Diselio de procesos en ingenierfa qufmica

En la seccion de reaccion se tienen dos reactores en serie que contienen catalizadores diferentes del tipo de metales no preciosos. El primer reactor es de estabilizacion, efecrua unicamente la hidrogenacion selectiva de acetilenos y diolefinas. El segundo reactor es de hidrotratamiento, para llevar a cabo la desulfurizacion, denitrificacion y saturacion de olefinas. La mezcla de naftas es bombeada a 550 librasjpulg2 y pasada a traves de

filtros para eliminar cualquier materia extrana que pudiese obstruir el lecho catalitico del reactor. Luego se mezcla con hidrogeno de recirculacion y se pasa por el precalentador de carga al reactor de estabilizacion, donde alcanza la temperatura de reaccion. La mezcla parcial mente vaporizada a 525 librasjpulg2 y 456°F pasa hacia abajo a traves del reactor de estabilizacion, donde las diolefinas y otros precursores de formacion de gomas son convertidos. El efluente de este reactor es mezclado con hidrogeno de recirculacion antes de ser calentado en el precalentador de carga al reactor de hidrotratamiento y en el calentador de carga. La corriente vaporizada, despues de ser calentada a 675°F es alimentada a la parte superior del reactor. El efluente del reactor sale a 750°F debido a las reacciones exotermicas que tienen lugar en el reactor. Esta corriente fluye a traves del rehervidor de la estabilizadora, de los precalentadores de carga a los reactores, del precalentador de la estabilizadora y del enfriador del efIuente del reactor al separador de alta presion. En este tanque se separa una corriente rica en hidrogeno que se recircula y un producto liquido sin estabilizar. El producto liquido fluye a control de nivel al precalentador de la estabilizadora y de ahi a la seccion de estabilizacion, donde se alimenta al plato 8 de la estabilizadora a 100 librasjpulg2 y 328°F. Los fond os de esta torre son bombeados y enviados a la unidad reformadora. Los vapores del domo, fracciones ligeras, son condensadas parcial mente en el condensador de la estabilizadora y colectados en el acumulador de reflujo. El producto condensado es enviado para su posterior fraccionamiento y los vapores se envian al cabezal de desfogue de gas amargo. Para hacer el analisis de las variables de proceso y del control de la planta, se puede dividir la unidad en dos secciones: la de reaccion y la de estabilizacion. La primera comprende a los reactores, el compresor de recirculacion de hidrogeno, el calentador de carga y el tren de intercambio. La de estabilizacion esta constituida por la torre y su equipo asociado. -152-


La discusi6n en este trabajo se enfocara solamente al reactor de estabilizaci6n de la secci6n de reacci6n. 7.4.1 Reactor de estabilizaci6n

Este reactor tiene por funci6n eliminar los compuestos que forman gomas, como son las diolefinas aportadas por la nafta de cracking, ya que de no hacerlo se polimerizarian a la temperatura necesaria para la hidrogenaci6n de olefinas y desulfurizaci6n de la carga, y ensuciarian y taparian el reactor de hidrotratamiento. El reactor esta cargado con un catalizador de 6xido de niquel soportado en alumina. Las condiciones del proceso en el reactor son tales que el catalizador opera a selectividad total, esto es, estabiliza la carga hidrogenando unicamente acetilenos y diolefinas. Este es un punto muy importante, ya que si el contenido de azufre en la alimentaci6n no se coord ina apropiadamente con la temperatura de entrada al reactor, el catalizador puede llegar a ser no selectivo e iniciar la hidrogenaci6n de olefinas. Una vez que esta reacci6n se inicia, 10 mas probable es que se complete teniendo como resultado un gran incremento en la temperatura a traves del reactor, que podria llegar a ser perjudicial. Las variables temperaturas, presi6n, relaci6n de hidr6geno a carga, espacio velocidad y su relaci6n al proceso de estabilizaci6n se discuten a continuaci6n.

Temperatura. Para que el catalizador opere en forma selectiva, la alimentaci6n debera contener azufre, como en este caso (H2S presente en el gas de recirculaci6n sirve para este prop6sito) y el reactor debera operar a una temperatura tal que los compuestos organic os de azufre en la alimentaci6n se conviertan parcialmente a H 2S, a manera de que el catalizador se conserve en el estado sulfhidrado (estado selectivo). La tendencia de la reacci6n de hidrogenaci6n de diolefinas, con relaci6n a la temperatura es similar a las reacciones de hidrodesulfurizaci6n en que la velocidad de reacci6n se incrementa con el aumento de temperatura; con la diferencia de que la primera incrementa su velocidad de reacci6n cuando se imparte selectividad al catalizador. Para esta forma de operaci6n, la temperatura de entrada debera ser ajustada entre 335°F y 450°F. Si la cantidad de azufre en la carga, en algun momento, es menor que la requerida para mantener el catalizador en el estado sulfhidrado -153-

Diserio de procesos en ingenierla qulmica

adecuado, habra mas azufre en el efluente que en la alimentaci6n con relaci6n a los primeros period os de operaci6n. El catalizador aparecera como mas activo, por 10 que la temperatura de entrada podra ser reducida para compensar por la mayor actividad. La presencia de mucho azufre en la carga resulta en demasiada selectividad, y da por resultado que las reacciones de estabilizaci6n no puedan ser llevadas a cabo en el rango de temperaturas previstas. De ahf que cambios en el nivel de azufre de la alimentaci6n cambiaran el nivel de sulfhidraci6n del niquel, y el catalizador cambiara su comportamiento. Estos cambios normalmente no son rapidos, por 10 que ajustes en la temperatura deberan compensar realmente cambios en el nivel de azufre. Las siguientes son algunas reacciones tipicas de estabilizaci6n: Diolefinas CH2 = CH - CH = CH2

Acetilenos

El aumento en temperatura debido a esta reacci6n es minima debido a la pequefia cantidad de estos compuestos en la carga. La temperatura de entrada al reactor se controla ajustando el flujo del medio de calentamiento (efluente del reactor) al precalentador de carga al reactor. Un by-pass con valvula de control esta colocado en este intercambiador sobre la linea del efluente, para este prop6sito.

Presion y recirculacion de hidrogeno. Todas las reacciones depend en de Ia cantidad de hidr6geno presente en el reactor. Como regIa se tiene que a mayor presi6n parcial de hidr6geno se obtiene una velocidad mayor de hidrogenaci6n de las diolefinas. En general, las presiones de operaci6n para estas reacciones varian entre 400 librasjpulg2 y 700 librasjpulg2. En esta unidad la presi6n de operaci6n del reactor es de 525 librasjpulg2 y el flujo de hidr6geno (100% H 2) es de 160 ft3 stdj Bbl. Estos valores se seleccionaron tanto para obtener una adecuada hidrogenaci6n como -154-

Filosofra operacional

para que el efluente de este reactor tenga suficiente presi6n para ser alimentado al reactor de hidrotratamiento. La presi6n se regula con un control de presi6n que opera una valvula, la cual permite la salida de gas al cabezal de gas combustible cuando se presenta un incremento en presi6n. Este control se localiza en el separador de alta presi6n. Si la presi6n cae por debajo del punto de control, se adiciona mas hidr6geno de reposici6n en la valvula de controllocalizada en la linea de entrada de hidr6geno ala unidad. La concentraci6n del gas de recirculaci6n puede ser controlada purgando gas del separador de alta presi6n para eliminar hidrocarburos no condensables y gases inertes.

Espacio velocidad LHSV. Es el maximo flujo por unidad de volumen de catalizador en el reactor que permite obtener una maxima conversi6n establecida. Esta dado por el flujo de carga al reactor (ft' /h), sin incluir el hidr6geno adicionado, entre unidad de volumen de catalizador (ft') en el reactor, y es una indicaci6n de la severidad de la operaci6n. LHSV = ft3 de carga por hora (@ 60°F) ft3 de catalizador en el reactor· Como se puede ver, entre mas pequeno es el numero mayor severidad se tendra. EI valor de diseno para esta unidad es de cinco. EI espacio velocidad se· puede controlar con el flujo de carga y la cantidad de catalizador. 7.4.2 Caso de operacion anormal

La operaci6n anormal" puede ser mejor visualizada si se analiza el caso de fana del turboexpansor en una planta criogenica. Una secci6n de esa planta se muestra en la figura 7.2. Normalmente a esta planta Began dos corrientes de gas ricas en hidr6geno, provenientes de una refineria, despues de ser deshidratadas se enfrian en paralelo en dos diferentes trenes de enfriamiento con gas residual y con propileno refrigerante. Despues del enfriamiento, la mezcla liquida-vapor resultante en cada caso se envia a los separadores alta presi6n a desmetanizadora. II

-155-

o

TurbO

Gas deshidratado • 55F y41lO poig

.

)~'.::.~(:.~~'" ,0:.:_";\,';' • c 3=

....I

C11 0-

I

'.

..

40'1'

(.:~q'r:

-

-t, . ,/~

Gas .. des!udllltado a 100''F y 480 psig

,--------n./ 1 ';

--

(. :3£:.F..--~\

,10'F

/

-" . •

-

intvnntclio

I· ·

~I

S4'erador ... Ita pre&iOn • desme!an(za
[\

I

... I

3'

/l)

:J

iii' ~.

.0

I:

3-

I

[;}'

i

i I

..., .......!

L(LC)

~

iLC'r ; ". i

~

'1/

(,}.» ,~:rte

;LC:

,

:J

I

,~4~~

"

w:;~

Ki.~!

~[rJ

i~J

i

-

o

'"

/l)

I!

....

).._,<

...., _.___,,

!<:~~~~::; ~

rurboexpansor

I

iI J'

, 7"F

Ccmpremr def

I'

i

,'1 ~

I

g

IC

(lO)

Js?:r-

/l)

"0

~

'~

Ii

I

35'F

(:~Y:: I '"

(~)I

1

r

!

C,=

sep-

/'41

Li M

;

-44'1' '-.::'4'1'

I

~1

I

:.: "_.1 ,

0.

(--';~~)

,--,-~...-

(.:lj;7~j

"""iOn .-~..

p&ig

~' <'.···~~i,8' >F .._--')

;

~ o

A-eTF ; 100

I -~W,.;g

I

,.,..

,

-00 F

Sepafador alta

•

· ·f

expantOl'

i;;'

// ".. . ' "" " , )

I

;

~

1

l"

j Oesmetanizadora

-J'/

<

.-

--

•• Figura 7.2 Operacl6n anormal falla del turboexpansor en una planta a1~lca.

..... ...,.

.

Hidrocarburos liquidos

6040BPD

(~'317BP9')

G.. re5Ktua1

.130BPO

<~.~-~.:::;


Los liquidos condensados alimentan a la torre que se encuentra en modo de control de nivel donde experimentan una reduccion de presion. Los vapores e£Iuentes se unen y se alimenta al turboexpansor donde se expande de 467libras/pulg2 a 100 libras/pulg2, con 10 que se obtiene un enfriamiento de la corriente hasta -143°F y una pequefta cantidad de condensado. La mezcla se separa en un tanque. El liquido se envia a la torre y el vapor efluente se une con los domos de la torre para for mar el gas residual, que servirci para enfriar la carga en el tren de enfriamiento. El gas residual, a 85°F despues del intercambio termico, es comprimido para ser enviado a limites de bateria a 130 libras/seg2. El producto de fondos de la torre, etano e hidrocarburos mas pesados, se junta con el liquido del separador intermedio para ser enviado fuera de la planta. La planta bajo estas condiciones normales de operacion recupera 6 040 BPD de hidrocarburos. A falla del turboexpansor, la carga de vapor que normalmente maneja este equipo debera enviarse por la valvula de expansion colocada en el by-pass. Debido a las caracteristicas del vapor, particularmente la presencia de hidrogeno, practicamente no hay enfriamiento y menos condensacion; al no haber liquido en el separador de carga baja presion a desmetanizadora, la bomba de alimentacion a torre desmetanizadora dejara de operar. La torre desmetanizadora operara unicamente con las alimentaciones provenientes de los separadores de alta presion, las cuales se yen disminuidas debido a que el gas residual esta mas caliente, por 10 tanto se tiene menos enfriamiento y condensacion en los trenes de enfriamiento. Esto hace que la torre opere aproximadamente a 60% de su capacidad. Como el gas residual no puede ser comprimido por los compresores de los expansores, se tendra que operar la desmetanizadora a una presion de 150 libras/ seg2 en lugar de 100 libras/ seg2, con el objeto de restaurar el deficit de presion dejado por los compresores, y poder entregar el gas residual a las condiciones establecidas en limites de bateria. Las condiciones de operacion de la planta bajo esta situacion anormal se encuentran en la misma figura 7.2, dentro de elipses para poder diferenciar con la operacion normal. La recuperacion de hidrocarburos en este caso es de 4 317 BPD. -157-


7.4.3 Caso de operacion especial

Para ver en que consiste un procedimiento de operaci6n especial, se considerani el caso de la deshidrataci6n de un gas natural que sera procesado en una planta criogenica. El gas debera secarse hasta alcanzar puntos de rodo de -150°F, ya que la presencia de agua liquid a a las bajas temperaturas a que opera el proceso criogenico ocasiona la formaci6n de hidratos, que a su vez producen taponamiento de equipos y tuberia y, como ultima instancia, el paro de la planta. Un sistema t!pico se muestra en la figura 7.3, que utiliza como agente desecante una combinaci6n de alumina y mallas moleculares. Los lechos para la deshidrataci6n estan disenados para trabajar durante ocho horas en adsorci6n, seguidos de un periodo de calentamiento y otro de enfriamiento; despues del secado se tiene una etapa de depresionamiento y despues del enfriamiento una de presionamiento. El secado se lleva a cabo en dos lechos en paralelo, mientras el otro par es regenerado por medio de gas residual seco. Durante la regeneraci6n, uno de los lechos es calentado con gas residual que entra por el fondo a 560°F, mientras que el otro es enfriado con gas residual a 85°F. As!, en un tiempo dado hay dos lechos en secado, uno en calentamiento y otro en enfriamiento. En la tabla 7.1 se muestran las operaciones de secado y regeneraci6n de los lechos. Con este programa se determina que valvulas deberan estar abiertas y cuales cerradas en un momenta dado; as! como la secuencia de operaci6n de las mismas. La tabla muestra tambien los tiempos para depresionar y presionar el sistema; las vaIvulas para estas operaciones no se muestran en la figura.

-158-


Tabla 7. I Programa de operaci6n de los deshidratadores.

Paso

Tiempo

DA-1102A

DA-1102B

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24

0.0 - 0.15 0.15 - 3.45 3.45 - 4.00 4.00 -4.15 4.15-7.45 7.45 - 8.00 8.00 - 8.15 8.15 -11.45 11.45 -12.00 12:00 - 12:15 12:15 - 15:45 15:45 - 16:00 16:00 -16:15 16:15 -19:45 19:45 - 20:00 20:00 - 20: 15 20: 15 - 23:45 23:45 - 24:00 24:00 - 24:15 24:25 - 27:45 27:45 - 28:00 28:00 - 28:15 28:15 - 31:45 31 :45 - 32:00

S S S S S S

S S S

Claves: S, secado E, enfriamiento

D

D

C C C E P S S S S S S 0 C C C E P

D, depresionamiento P, presionamiento

-159-

C C C E P S S S S S S D C C C

E P S S S

DA-1102C DA-11

C E P S S S S S S D

C C C E P S S S S S S D

C C

C, calentamiento

D C

C C E P

S S S S S S D C

C C E P S S S S S S

-

GIiSde CItf"98' de tanc,u. de 1I1f~16n

••

r/

I',

o-hidfllt.d0re6

.... 0o I

(

,/:\\1

/11

r '"

f- ! !

-'

I '

",

. OA-11028

~>~; <~ I i

,

~

1 •: i

I> ~

+I

i

.,L

~

~ ~

:J

~

1:

5'

To.....

to

.... IOde<

~

ii)'

~ c:

.0

3'

G:i'

/ . i1

~ I

-'

I

OA_11020

0A-1102C

I ---{><~> ~i ' •

•'

,

~><",~>" i-

~ FC)

. ;~{

,

, ' i4

i ..'" ,><:~ j

i

Em,;""",

~

~

;

~.

(i2J : :,

! 7

J,

/,

!~

--~----------~-,----~~ £.

~

g

Entn_

'!-'

t

,I;

L

",

1

: t ~

. ! .,>O.J

.. .

r"

1 i

r "

0""'1102 A

T

~

'X" "

r7j I/Y\I

/i

: /,

L>,;

Cl. "0

(I

',

1 1\\\ -

l/'/ ", I',

I

.1

~

o

.,' '7:''/ "

~~il l:; ·

-= ,."'., i

~

::J< Enfriado<

t

~~: !

!

o

v;'

~

~

..1.

. . -: -..

\ ... /

',.1 ..,...

CalentMtor

"TC'- ----' H

i ~

•

G•

Figura 73 Sistema de deshidrataci6n de una planta recuperadora de etano y Ilcuables.

Gasseco

.

~r.~1ICIOI"C

Filosoffa operacional

7.4.3 Caso de requerimientos de control analitico

Considere el proceso de endulzamiento de etano mostrado en la figura 7.4; al etano hay que eliminarle el acido sulfhidrico, por 10 que es puesto a contracorriente con una soluci6n de dietanolamina en el contactor empacado. El etano dulce sale por el domo de la torre. La amina rica que contiene los gases acid os removidos del etano, proveniente del fondo del contactor, es enviada a un tanque flash a presi6n reducida para eliminar gases absorbidos, incluyendo parte del gas acido, y despues calentada en el intercambiador amina rica-amina pobre. La soluci6n es posteriormente alimentada ala torre regeneradora, donde se regenera por eliminaci6n de los gases acidos. Del fondo de esta torre sale la amina pobre para regresarse al absorbedor. Las corrientes de proceso que deberan ser analizadas para mantener un buen control en esta planta, se muestran en la tabla 7.2. Se indica tambien la composici6n y las condiciones de temperatura y presi6n de las corrientes en los puntos de muestreo respectivos.

Tabla 7.2 Corriente de proceso para control anaUtico. ComQQnente pobre

H2 CO2 H2S Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano Hexano (+) DEA Agua Presion (psig) Temperatura (OF)

Etano amargo de fracc.

0.44 0.49 120 ppm 0.46 93.74 3.84 0.02 0.01

200 100

Etanoclilce a L.B.

0.44 0.10 4 ppm max 1.47 94.11 3.85 0.02 0.01

185 105

Notas: (1) Las composiciones estan dadas en % en mol. (2) La concentraci6n de DEA en la soluci6n es de 20% en peso.

-161-

DEA rica

DEA

0.86 0.83

0.42 0.02

4.04 94.27 50 129

4.09 95.47 70

129

o

Elano duloe

..

.... ""'"

'"

...

.-------

~

Gas 6ddo

f ,/. Conden..do.

...

' .~

/

Ag";'

"

Y

-r'~--'--~

~+7 :'

-'-

20. Bomba d.. carga

. ,/

.

,-

.....

0\ t\J

I

!.

~

I,;'

Inte.cam-

•....

1•. Bomba de carga

" ----'-" Contactor

Gas

+Elano

~

C2..:':>"i

~

IC

~

(ii' ~.

.c c:

I

3'

:<.'

.• II L-\j

@' Gas

,""'"

--I-Reg.".,radora

•

I

. amargo

5'

y

!i ........

-=.

.ii" :

i.

'I ;Y,"1

"-i"'-'lf" Rehervtdor

......': - ..... :

~ Fill", de caMn

y' Figura 7.4 Endulzamlento de etano.

g VI

~'I

~

"tl

", ;:)

blador' Aminal/I .. A m l n . . . '

,'" ..... /

Agua

i

....I

T:

Enfriildor

o

Q. ",

~

Acumulado. de reHujo

~ ~.----,.---,~

0:;' ", ;:).

...

I"


Las corrientes de etano pueden ser analizadas por cromatografias de gases con el metodo ASTM D-1954-64. El H 2S Y el hidrogeno no son detectados en las corrientes de hidrocarburos con el metoda sefialado anteriormente, por 10 que tendrc:m que obtenerse de la siguiente manera: el hidrogeno por cromatografia ASTM D-2504-67; el acido sulfhidrico, en la corriente amarga, con el metodo de sulfato de cadmio (Carbide and Carbon Chemicals Company 13-IP6-V) y en la corriente dulce, con una titulacion yodometrica de sulfato de cadmio (ASTM D-2385-66). Para una adecuada operacion de la planta es esencial analizar la solucion de DEA. Los datos analfticos haran posible evaluar el funcionamiento de la unidad y mantener la solucion de DEA en condiciones de dar una buena absorcion de gases acidos con un minima de problemas de corrosion. Los anaHsis recomendados son: La concentracion de DEA en la solucion pobre se puede determinar por titulacion con acido clorhidrico (U.C.SPD-73) 0 acido sulfurico (Girdler Corp.), se asume que toda la alcaHnidad de la solucion es debida a la DEA. Cualquier cambio drastico es indicativo de una mala operacion. Es recomendable que aproximadamente cada mes se determine la cantidad de DEA en una misma muestra, por tres metodos: titulacion, Van Slyke y Kjedahl. Si el contenido de DEA obtenido por cualesquiera de los dos ultimos metodos es mayor que por titulacion, indicara ya sea degradacion de la DEA 0 presencia de sales estables al calor; si esto ultimo ocurre, se debera hacer un analisis de tiosulfato de timoftaleina (Carbide and Carbon Chemical Division SPD-27C), que determina la cantidad de DEA en forma de sales estables. Otro analisis que puede ser util cuando se tienen sales estables al calor 0 productos de degradacion, es la determinacion de la cantidad de fierro, que puede ser por colorimetria 0 con yoduro de potasio (Union Carbide Chemicals Company EM-307-36). Altas concentraciones de fierro indican un alto grado de corrosion. Los resultados de los analisis de H 2S y CO2 en DEA rica y DEA pobre seran adecuados para determinar si la solucion no esta sobrecargada de gases acidos 0 si la regeneracion se realiza adecuadamente. Para estas determinaciones se pueden utilizar los siguientes metodos:


Para H2S: sulfato de cadmio (Union Carbide Chemical Company SPD-70-B), tiosulfato de sodio (Union Carbide Chemical Company SPD-63-A), precipitaci6n a sulfuro de plata (Union Carbide Chemical Company SPD-62-A). Los dos primeros metodos son recomendados para un amllisis diario, mientras que el tercero es mas exacto, pero mas tardado, por 10 que se sugiere practicarlo semanalmente. Para CO2: metoda del cloruro de bario (Union Carbide Chemical Company SPD-62-A). S61idos suspendidos: el filtrado de la soluci6n debe ser tal que un examen visual 0 gravimetrico de la soluci6n de DEA circulante muestre cantidades despreciables de s6lidos suspendidos, ya que pueden contribuir a la corrosi6n y erosi6n cuando se depositan sobre la superficie de los equipos. 7.5 La ejecucion de la corrida de prueba (test run) Una vez que se ha concluido la construcci6n de una planta y se han hecho las pruebas de comportamiento de los equipos individuales, se lleva a cabo el arranque preliminar de la misma, y una vez que este se ha realizado exitosamente, se lleva a cabo el proceso de la corrida de prueba (test run), cuyos objetivos son llevar ala planta a sus condiciones de disefio y verificar que se cumplan las garantfas ofrecidas, como pueden ser capacidad de procesamiento, el rendimiento de productos, la obtenci6n de las condiciones de operaci6n esperadas en equipos crfticos, el consumo de energfa total 0 particular para un equipo critico, etcetera. 7.5. t Trabajo previo

La corrida de prueba requiere un trabajo previo del ingeniero de operaci6n, que en esta etapa acma estrechamente con el equipo de construcci6n y con el de ingenieria, con objeto de contar con toda la documentaci6n y criterios que se aplicaron en el disefio para traducirlos adecuadamente al modo de operaci6n que se requiere en la corrida de prueba. Dentro de las actividades previas a la corrida de prueba, el ingeniero de operaci6n debe hacer 10 siguiente: 1) Contar con un diagrama de flujo de proceso (DFP), las hojas de datos de los equipos, un diagrama de tuberia e instrumentaci6n (DTI) y un plano de localizaci6n general de equipo. Estos documentos deben tener

Filosofla operacional

la autorizaci6n de los responsables y se debe asegurar que son la ultima versi6n de los mismos. 2) Documentar para explicar y entender perfectamente los objetivos de la corrida de prueba, asi como identificar todas las variables de diseno, de proceso y de operaci6n que deberan medirse para asegurar el cumplimiento de las garantias de la planta. 3) Contar con un balance de materia y energia grueso de la planta, y una lista de los datos de operaci6n que deberan registrarse durante la corrida. Esto servira para tener una primera idea de cuales seran los intervalos en los que operara la planta, las condiciones de operaci6n, equipos criticos que deberan manejarse en este proceso y la cali dad y experiencia requerida de la tripulaci6n de operadores para la corrida. 4) Elaborar un esquema de integraci6n de la planta en el que se identifique con toda claridad la procedencia y el destino de alimentaciones y productos, los tanques de almacenamiento disponibles y su capacidad, asi como las bombas de transferencia y sistemas de medici6n hacia y desde limites de bateria. 5) Elaborar y difundir entre los participantes un Manual de operaci6n para la carrida de prueba. 6) Elaborar, junto con los ingenieros de diseno y construcci6n un prograrna de ejecuci6n de la corrida. 7.5.2 Antes de iniciar la corrida de prueba

Antes de iniciar propiamente el arranque de la planta se debe contar con la informaci6n y herramientas necesarias para llevar a cabo la tarea, ya que durante la operaci6n no se dispone de tiempos muertos para obtener informaci6n de soporte, por 10 que la omisi6n de un documento rei evante puede dar al traste con la corrida de prueba. De esta manera se deben tomar en cuenta los siguientes puntos, justo antes de iniciar los trabajos operativos: 1. Contar con los documentos y herramientas que se necesitaran durante la prueba, destacando el DFP, los DTI's y el plano general de equipo; los balances de materia y energia de diseno de la planta, preferentemente dentro de un software con interfase grMica que sea amigable para el -165-


usuario, y que permita realizar modificaciones a condiciones de operaci6n para realizar la simulaci6n de la planta en forma nipida y sencilla (este software debe solicitarse con anticipaci6n al licenciador y al contratista del proyecto). 2. Contar con las hojas de datos y pIanos constructivos de los equipos criticos del proceso, con el fin de tener toda la informaci6n detallada de su disefio, sus internos y su sistema de control, que permita tomar decisiones rapidamente para modificar las condiciones de operaci6n durante la etapa de prueba. 3. Contar con el equipo necesario para la ejecuci6n de la prueba, que incluye una computadora de mana (tipo palm) donde puedan tomarse notas de hallazgos en cualquier punto de la planta; equipo individual apropiado para trabajo en campo, como casco, lentes de seguridad, overol, botas y guantes. 4. Establecer procedimientos con el personal de seguridad y conocer a profundidad tanto las medidas de seguridad implementadas, como las politicas generales de operaci6n en el complejo (si existen plantas ad idonales) y especificas para la planta en cuesti6n. 5. Efectuar un recorrido por la planta y elaborar un documento guia en el que se ubiquen los equipos criticos, los sistemas de control, las Iineas criticas que los conectan, as! como los puntos de muestreo de corrientes criticas de la planta. Se debe tener una idea muy precisa de los espacios disponibles para el acceso y la evacuaci6n del personal de campo. 6. Asegurarse y obtener documentaci6n de respaldo de los responsables sobre el adecuado estado de los instrumentos de medici6n y control, asi como de su adecuada calibraci6n individual. Hacer 10 mismo con los instrumentos y sustancias que se utilizaran en ellaboratorio para el procesamiento y analisis de las muestras que se tomaran en la planta. Ubicar a los responsables dellaboratorio y de la instrumentaci6n y control de la planta para comunicarse con ellos en cualquier momento durante la etapa de corrida de prueba. 7. Elaborar formatos electr6nicos que durante la etapa de prueba permitan el vaciado rapido y confiable de los datos de operaci6n; puedan conservarse para elaborar un archivo hist6rico de la operaci6n; y permitan -166-


identificar problemas y hacer hallazgos rapidos para solucionar las incidencias operativas que puedan aparecer durante la corrida de prueba. 8. Elaborar un documento en el que se establezcan con toda claridad los roles crfticos y el personal responsable durante la corrida de prueba. 9. Llevar a cabo una reuni6n de prearranque en la que se establezcan con toda claridad los objetivos, el programa de trabajo y los retos a los que se vera sometido el grupo; generar un espiritu de equipo de trabajo; y en 10 posible desarrollar un liderazgo activo desde esta etapa del proceso de corrida de prueba. 7.5.3 Ejecucion de Ja corrida de prueba

Si las eta pas previas se han realizado y documentado apropiadamente, en esta etapa los esfuerzos se deben concentrar en el trabajo de campo e iniciar el arranque de la planta de acuerdo con 10 previsto en el procedimiento de operaci6n para la corrida de prueba, elaborado con este prop6sito. Las eta pas que se deben cumplir son las siguientes: 1. Llevar a cabo una primera corrida de prueba, cuya duraci6n dependera de las caracterfsticas del proceso, que permita una primera identificaci6n del desempefto en conjunto de los equipos de la planta, los cuellos de botella detectados y un primer analisis de la calidad y exactitud de las mediciones realizadas. 2. Efectuar un primer balance de materia y energia de la planta, el cual debera discutirse en profundidad con los ingenieros de proceso y de ingenierfa de detalle, para obtener un primer diagn6stico que permita tanto redefinir y ajustar el procedimiento de operaci6n, como enfocar la atenci6n en aquellos equipos, variables e instrumentos de medici6n para los cuales debera asegurarse el cumplimiento de un adecuado desempefto. 3. Una vez afinado el procedimiento de operaci6n para la corrida de prueba, iniciar nuevamente los trabajos de arranque con el objeto de llevar la planta a las condiciones esperadas en el disefto, que permitan llegar al desempefio esperado. Planear esta operaci6n de manera que se logre mantener el estado estable durante el tiempo especificado en las garantias.

-167-


4. Discutir inmediatamente al termino de cada turoo los hallazgos obtenidos durante la operaci6n, e involucrar al ingeniero de proceso y al equipo de construcci6n en las dedsiones por tomar para llevar a la planta paulatinamente a las condiciones esperadas, as! como acordar las decisiones que deban tomarse desde el inicio de la operaci6n hasta la consecuci6n del estado estable y del desempefio esperado de la planta. Mantener una bitacora detallada de los hallazgos a 10 largo de la corrida de prueba. 5. Las tareas para el personal operativo deben dividirse con objeto de tener una alta eficiencia en esta etapa. Por ejemplo, una parte del grupo se debe orientar al arranque de los equipos propiamente dicho, otro al control de la operaci6n y a la obtenci6n de datos dentro del cuarto de control, OtrO mas a realizar actividades en campo como muestreo, verificaci6n de instrumentos, etcetera, y uno mas que, practicamente en tiempo real, coteje los resultados de la operaci6n contra los esperados en el disefio. Habra de establecerse un grupo integrador de la informaci6n, con capacidad de decisi6n para acciones de cambio 0 emergencia. Esta divisi6n evita duplicidad de esfuerzos y la dispersi6n de criterios y acciones en el grupo de trabajo. 7.5.4 Finalizacion de la corrida de prueba

1. Analizar todos los datos clave obtenidos durante la corrida de prueba para verificar inconsistencias y realizar un procesamiento estadistico de los datos, ya que al final se deberan reportar los valores representativos a 10 largo de la corrida y las desviaciones estandar encontradas. 2. Verificar los datos reportados por el laboratorio. 5i se encuentran inconsistencias, discutir con el responsable del mismo sobre cualquier aspecto que pudiera generar errores 0 desviaciones en las medici ones realizadas. 5i es necesario, indicar las pruebas de laboratorio que deberan repetirse. 3. Hacer un analisis profundo de los valores obtenidos para las variables criticas del proceso, y su comparaci6n con los valores estimados en el disefio. Fundamentar cualquier desviaci6n encontrada, con criterios de ingenieria, disefio, construcci6n y operaci6n. 4. Registrar y documentar los resultados finales de la corrida de prueba, y adicionar los comentarios que se considere pertinentes sobre los hallazgos que se encontraron a 10 largo de la corrida. -168-


5. Realizar un informe "interno" en el que se documenten con toda claridad y amplitud las lecciones aprendidas, los errores cometidos y las mejores pnicticas encontradas, con objeto de retroalimentar al ingeniero de proceso e identificar las mejoras posibles a la tecnologia y al diseno de proceso, y mantener y desarrollar una tecnologia eficiente de corridas de prueba dentro del grupo de operacion.

7.6 La ejecuci6n de una auditoria operativa Una auditoria operativa consiste en la serie de actividades orientadas a establecer un diagnostico sobre las causas que determinan las desviaciones que se observan en una planta, entre su diseno original y la operacion actual. Esta actividad es muy comlin en diversas eta pas de la vida de una planta quimica: (1) en el arranque de la planta, si la corrida de prueba no cumple con los resultados esperados en el diseno e incluidos en la garantia, ya sea del licenciador 0 del constructor de la planta; (2) cuando se modifican en forma consistente algunas condiciones con respecto a las establecidas en las bases de diseno y se presentan por este motivo desviaciones en la operacion de la planta; (3) cuando se desea realizar pruebas de maxima capacidad y por esta razon se requiere determinar las condiciones mas criticas a las que pueden operar tanto los equipos individuales como la planta en su conjunto. La auditoria operativa generalmente es realizada por un tercero que no participo en ninguna de las fases del proyecto, pero mantiene una relacion muy estrecha tanto con el grupo de ingenieria de proceso como con el de ingenieria de detalle y construccion. El auditor verificara que se haya cumplido apropiadamente con la aplicacion adecuada de las bases de diseno de las herramientas y estandares requeridos por las buenas pnkticas de ingenieria; as! como la observancia y adecuada aplicacion y cumplimiento de los criterios de diseno para cad a equipo de la planta. El equipo auditor debera tener entre sus miembros un alto expertise en el campo de diseno de procesos y de ingenieria y construccion de plantas quimicas, de ser po sible afines a la planta en cuesti6n. Las desviaciones que pueden encontrarse en el diseno de una planta quimica tienen dos causas posibles: la del diseno de proceso que generalmente concluye con la emision de las hojas de datos de cada equipo, y que -169-


tiene que ver con la consistencia 0 desviaci6n entre las especificaciones establecidas en la ingenieria de detalle y de construcci6n de la planta; es decir, la consistenda entre los documentos constructivos de equipos, lineas y trayectorias de flujo, comparada con la situaci6n que finalmente prevaleci6 durante la etapa de construcci6n. Los pasos que se siguen en el proceso de auditoria operativa de una planta se muestran en la figura 7.5. En esta figura debe notarse que una primera etapa consiste en la verificad6n y conciliaci6n de datos, tanto de la operaci6n actual como de la construcci6n final con respecto a la ingenieria de la planta, con objeto de prepararse para llevar a cabo nuevamente el disefio y la simulaci6n de la planta, tanto con las herramientas originalmente utilizadas como con otras que pudieran dar mayor confiabilidad a las estimaciones de disefio. Para ambos casos se hace una verificaci6n del cumplimiento de los criterios de disefio y final mente un diagn6stico que conforma el reporte final de ]a auditorfa operativa. Si la auditoria operativa tiene fines legales, como la exigenda del cumplimiento de garantias del proceso, entonces el auditor debeni contar can la representatividad legal requerida; por ejemplo, contar con un reconocimiento como perito en disefio de procesos 0 en alguna especialidad involucrada en la auditoria, la cual emiten en Mexico los colegios profesionales, particularmente el Colegio Nadonal de Ingenieros Qufmicos y Qufmicos de Mexico (CONIQQ).

-170-

....I '..J

.... I

olras henamientas

de disefio y software dispombJe

•

:!1

~ o

:::!I ~

o

"0 (1)

Figura 7.5 Secuencia de actividades para /a ~ecuci6n de una auditorra operativa.

iil n

o·

:J

!!!.

8 Estimaci6n del costa y la rentabilidad de los procesos

In God we trust, others: cash, please. Proverbio estadounidense

Estimaci6n del costo y la rentabilidad de los procesos

8. 1 EI objetivo

El objetivo final de disefiar, construir y operar un proceso quimico no es obtener un producto sino un beneficio econ6mico mediante ese producto. Ningun proceso tiene "sentido" si no demuestra que es capaz de producir sustancias que permitan lograr una ganancia con una rentabilidad aceptable. Por 10 anterior, es indispensable contar con elementos para establecer el costa y la rentabilidad de un proceso. La estimaci6n de los parametros econ6micos asociados a un proceso permiten: a) Evaluar y discriminar diferentes opciones de procesamiento, para definir la mas atractiva econ6micamente. b) Optimizar variables criticas del proceso, es decir, fijar durante el diseno los valores para aquellas variables de mayor imp acto econ6mico. c) Establecer la rentabilidad global de un proceso por medio de parametros que indiquen el valor econ6mico del mismo. En terminos econ6micos, un proceso quimico puede representarse esquematicamente como se muestra en la figura 8.1, para la cual tanto los costos como los ingresos tienen diversos componentes, como se muestra en la figura 8.2. Inversion

$-+ Costos

Proceso

-+$ Ingresos

Operaci6n

Figuras 8.1 Representacl6n de un proceso en term/nos econ6micos. -175-


• Capital

• OperatiOn • MantenimiEmto

Costos fijos

• ImpuilStos • Seguros

$

'Productos

Proceso

• Materi8s primas • Quimico$

• Servicios auxiliares

$

$

'Enargia

lngresos

Costos variables

• Regalias

Figura 8.2 Componentes de costos e ingresos.

La estimaci6n de la bondad econ6mica de un proceso se realiza mediante diversos panimetros, en etapas tempranas de un proyecto; por ejemplo, cuando se evahlan opciones de procesamiento se requiere la estimaci6n de parametros simples que permitan conocer - en forma gruesa - cuM es el monto de las ganancias obtenidas de la venta de los productos obtenidos a partir de haber realizado un gasto" en el proceso. Para una evaluaci6n prelirninar se estiman dos pararnetros simples: el potencial econ6rnico (PE) y el costo total anual (CTA), que se definen asi: II

PE = Valor de productos - (Costos fijos + Costos variables + Impuestos). CTA

= Costos fijos + Costos variables + Impuestos.

(1) (2)

Es decir: PE = Valor de productos - CTA.

(3)

Aun cuando hay incertidumbre, por ejemplo, en la estimaci6n de los impuestos y algunos costos que variaran en el tiempo de vida del proyecto (materias primas, quirnicos, etcetera), y como el prop6sito es comparar diversas opciones, estos parametros son de utilidad para realizar una primera discriminaci6n de posibles esquemas de proceso.

-176-

Estimaci6n del costa y la rentabilidad de los procesos

8.2 Estimacion de costas 8.2.1 Costas de operaci6n

Materias primas. El costo de las materias primas es generalmente el de mayor impacto en un proceso industrial y, por 10 tanto, el de mayor importancia junto con el de los productos, en la economia del mismo. El costo de las materias primas depende de la oferta-demanda del mercado; si se adquieren bajo un contrato de largo plazo se obtienen mejores condiciones que las que se tienen en el mercado spot. Existen fuentes de informaci6n que presentan datos actualizados de costos de una gran diversidad de productos quimicos en el mercado intemacional; la mas recomendable es Chemical marketing report, que tambien puede consultarse electr6nicamente. Servicios auxiliares. Los servicios auxiliares mas comunes a una planta son vapor, agua, electricidad y combustibles (gas 0 combust6leo). El costo del vapor depende del tipo de sistema de generaci6n y esta directamente asociado a los costos de combustible para su producci6n. Los costos unitarios de agua, electricidad y combustibles estan general mente determinados por el gobierno federal, en el caso de Mexico. Mano de obra. Para estimar el costo de la mano de obra se requiere contar con escenarios macroecon6micos que permitan vislumbrar las politicas salariales en el corto y largo plazos, en el sector industrial. El impacto de este concepto esta directamente relacionado con el nivel tecno16gico del proceso, en terminos de automatizaci6n principalmente. Mantenimiento. El costo de mantenimiento depende de la complejidad de los equip os, de la severidad de la operaci6n y de los materiales utilizados. Un criterio generalmente aceptado es que ·los costos de mantenimiento son de 6 a 8 % de los costos de inversi6n en equipo. 8.2.2 Costas del capital

Para que se lleve a cabo un proyecto industrial se requiere realizar una inversi6n inicial en terreno, equipos, infraestructura, etcetera, que debe erogarse antes de que arranque la planta de proceso. Los componentes de esta inversi6n se muestran en la figura 8.3.

-177-


Inversi6n

GasIos de fa plant3

Mel proyecto

Gastos de infraestrucllXB de apoyo

Figura 8.3 Componentes de los gastos de inversl6n.

Gastos de inversion de la planta. En este concepto se incluyen todos los elementos que conform an la planta dentro de limites de bateria, como son equipos, edificios, estructuras, etcetera. La inversi6n en la planta generalmente se estima para cada equipo de proceso en funci6n de su costo individual y un factor de instalaci6n que induye tuberias, cime~taci6n, estructuras, lineas electricas, pintura, ingenieria y contingencias de la siguiente forma:

Donde: IF = Inversi6n fija total para el equipo. = Factor de instalaci6n del equipo. IE = Costo del equipo.

II

Los factores de instalaci6n de divers os equipos de proceso se encuentran en revistas como Chemical Engineering J. y otras. -178-


Factores de instalaci6n (II) de equipos industriales comunes son los siguientes: Tipos de equipo Cambiadores de calor Bombas Compresores Recipientes a presi6n Torres de destilaci6n

II 3.5 4.0 2.5 4.0 4.0

El costo de los equipos lEse puede obtener directamente de los fabricantes, mediante un proceso de procura 0 de datos publicados. Siempre es recomendable obtener la cotizaci6n directa del fabric ante, 10 que reducela incertidumbre en la estimaci6n. Cuando no se tienen datos directos se hace uso de los publicados, que general mente establecen el costa del equipo para una capacidad determinada. Para trasladar este costo a otra capacidad diferente se hace uso de la ley de potencias, expresada como: Donde: IE = Costo del equipo a la capacidad requerida Q. IB = Costo del equipo a una capacidad base QB. QB = Capacidad base del equipo. Q = Capacidad requerida del equipo. n = Constante que depende del tipo de equipo.

Esta informaci6n se obtiene de literatura especializada, por ejemplo, Remer et al., Chemical Engineering Progress, vol. 86, p. 77, 1990.

Gastos de infraestructura de apoyo (off-sites). Estos gastos comprenden estructuras, equipo y servicios que no eshin incluidos dentro de limites de bateria del proceso quimico, y los conforman principal mente las instalaciones para proporcionar los servicios auxiliares (electricidad, vapor, agua de enfriamiento, aire, etcetera), asi como infraestructura (caminos, vias de tren, plantas de tratamiento de efluentes, almacenamiento, etcetera).

-179-


El costo de la infraestructura de apoyo es general mente de 20 a 40% del costo total de la planta instalada, este valor es mayor para plantas de gran capacidad y complejidad.

Castos de capital de trabajo. Este concepto incluye todos los elementos necesarios para llevar la planta a producci6n continua, a partir de contar con la instalaci6n lista para su arranque y operaci6n. Se incluyen materias primas para el arranque e inventario inicial, transporte de materiales, pago de mano de obra inicial, etcetera. Una estimaci6n adecuada es considerar que el capital de trabajo equivale a 30% de las ventas anuales 0 15% del costo de inversi6n de la planta. Ambos criterios son aceptados para prop6sitos de evaluaci6n de la rentabilidad de un proyecto.

8.3 Costas de capital anualizados El dinero tiene un cos to que aumenta con el tiempo, el cual esta determinado por la tasa de interes establecida por la fuente de la que proviene. 5i el dinero se obtiene de un banco, este establece la tasa a la que estara sujeto y cobrara los intereses resuItantes, ademas de recuperar el capital prestado. Las acciones de los inversionistas pueden ser la fuente de recursos economicos, ya que son ell os quienes determinan las expectativas de rendimiento del capital. De esta discusion se desprende que el valor del dinero esta en funcion del tiempo. Un peso de hoy tendril un mayor valor dentro de un ano y otro aun mayor dentro de dos anos, ese valor se determinaril por la tasa de interes anual (i) al que este sujeto. Por ejemplo, para un capital de 100 pesos, si la tasa de interes anual es i = 20%, se tendril: Ano

Valor del dinero ($)

o

100

= 100

1

100 + 0.2 x 100

= 120

2

120 + 0.2 x 120

= 144

Esta evoluci6n del valor del dinero en el tiempo se muestra graficamente en la figura 8.4. -180-


Valor futuro del dinero • F($)

F = P(1+i

r

Para i = 20%

!

200

-I •. ..... ... .

120

~

144

....... ..... . .

• ...... . . . ..

100

6

2 Figura 8.4 Evoluc/6n del valor del dinero en el tiempo.

Se encuentra entonces que la ecuaci6n general que describe el comportamiento del valor del dinero a futuro (F) en cualquier afio (n) es la siguiente:

F = P (1 + i)n.

(4)

Donde F = Valor futuro del capital en el ano n. P = Valor presente del capital en el ano o. i = Tasa de interes anual. n = Ano en que se calcula el valor futuro. Por otro lado, los costos de capital pueden representarse en una base anual (anualidades), es decir, puede establecerse que un capital dado puede pagarse en anualidades A iguales, a 10 largo de un periodo de tiempo de n anos. En esta caso, el primer pago anual gana interes en (n -1 ) anos y entonces su valor futuro es: F = A ( 1 + i ) n - 1.

(5)

El valor futuro del segundo pago anual despues de ( n - 2 ) anos, es: F = A ( 1 + i ) n - 2.

-181-

(6)


El valor a futuro de todos los pagos anuales, es entonces: F = A [ ( 1 + i ) n - 1 + ( 1 + i ) n - 2 + --------- + ( 1 + i) n - n ].

(7)

Multiplicando por ( 1 + i ), resulta: F ( i + i ) = A [ ( 1 + i ) n + ( 1 + i ) n - 1 + ----------- + ( 1 + i ) ].

(8)

Restando (7) de (8): F ( 1 + i) - F = A [ ( 1 + i ) n - 1 ].

(9)

Por 10 que: A=P [i(l+i)n] (1+i)n-1

(10)

La ecuaci6n (10) representa el calculo de los n pagos anuales que deberan hacerse para pagar un capital cuyo valor presente (en el ano cero) es P y tiene una tasa de interes i. Ejemplo del ctilculo de anualidades. Considerar que se comprara un compresor cuyo costo es de 800 mil pesos y su enfriador que cuesta 280 mil pesos. El dinero se obtendra de un financiamiento bancario por cinco anos con una tasa de interes de 4%. Calcular el valor de los cinco pagos anuales que se deberan realizar para pagar el financiamiento.

a) Calculo del costo del equipo instalado en la planta: IF

= ( f{ IE ) compresor + (f{ IE ) enfriador.

IF

= (2.5 x 800 000) + (3.5 x 280 000).

IF = $ 2 980000. Que corresponde al costo total del equipo ya instal ado y que sera la cantidad por financiar.

-182-


b) Calculo del factor de anualizaci6n: i (I + i ) n (1+i) n-1

=0.04 (1.04 ) 5 =0.2247 (1.04)5 -1

c) Calculo de las anualidades por pagar A A

= $ 2 980000 x 0.2247 = $ 669 606

Por 10 que deberan cubrirse cinco pagos anuales de 669 606 pesos.

Flujo de capital (gastos/ingresos) en un proyecto industrial. Durante la etapa de diseno de un proceso es posible realizar una evaluaci6n de la rentabilidad de las posibles opciones de procesarniento, basad a fundamentalmente en las estimaciones de flujo de capital que se tendra a 10 largo de la vida del proyecto. El flujo de capital consiste en la serie de gastos e ingresos que se deberan presentar durante la vida del proyecto y que al final debera generar una utilidad sobre el capital. La figura 8.5 presenta en forma esquemcitica este concepto. Ing.-esos por ventas

Costos f~os

(equip<>, edificios, etc.)

Costosde infraestruct.ura de

Pienta de proceso

apoyo

Capital de trabajo

Costosde

operaci6n Recupet"8Cioo de is ~nversi6n

Impuestos

Inversioo CapHaI

generado

Figura 8.5 Flujo de capital en la vida de un proyecto.


La figura 8.6 muestra un patr6n tipico de flujo de efectivo en diferentes fases de un proyecto. En las primeras eta pas, antes de que una planta inicie operaciones, no se tienen ingresos sino unicamente inversi6n de capital tanto en los servicios de ingenieria y procura como en la construcci6n y erecci6n del equipo (etapas 1 a 3), as! como en el comisionamiento y arranque de la planta (etapas 3 a 5); una vez que se inicia la producci6n (a partir del punto 4), se inicia la obtenci6n de ingresos 0 ganancias del proceso y entonces se revierte la tendencia de los gastos/ingresos. Una vez que la planta se encuentra en operaci6n normal, se llega a un punto en el tiempo (pun to 6) en el que se recuperan los gastos realizados, mediante las ganancias recibidas, con 10 que se llega al punto Ilamado de retorno de la inversi6n", a partir del cual se inicia el periodo de ganancias netas del proyecto, hasta que se llega al punto de cierre 0 conclusi6n de las operaciones (puntos 7 a 8). II

Flujode efectivo .. acuTlulado ($)

8

•

7_<"

·Operaciori'.\ .

Inicio de

Tiempode retorno de la

final y

proyecto

jnversion

.... ~ - .,- .

"

cierre ./

,

-'., ..... .

\!

.....

6

•

i

2 " ,

: COtlStrucci6n

",

OperaciOn\

. normal,'

Ingenieria, ' ;, / procura y \;

·it"

,

•5

Inversion en l_--'::::,-=__~::_::~._~_~~.::.tt " el proyecto 4 )\n:anqu~) (Comisionamiento'· '"".

--

Fin del '-. proyecto

- --.... ,-

Figura 8.6 Patr6n Uplco de fluJo de efecUvo.

_-

... Tiempo ( al'los )


Para evaluar el comportamiento econ6mico de un proyecto con un cierto tipo de flujo de capital, se han establecido diversas tecnicas y panimetros de rentabilidad, que se analizanin mas adelante. Mas alla de los modelos para estimar parametros econ6micos, el problema fundamental en el analisis de rentabilidad es contestar a la pregunta: ~Invertir el capital en el proceso me permite obtener ganancias "razonables"? Cuando se habla de ganancias "razonables" implica que hay un valor de comparaci6n, el cual normalmente es la ganancia del dinero en el banco. Para esquematizar esta idea, sup6ngase que se pretende invertir 200 pesos en dos nuevos procesos industriales A y B, que daran sus dividendos hasta el primer ano de hacer la inversi6n correspondiente; si la tasa de interes anual ofrecida por el banco para inversiones a un ano es de 9%, entonces se tendra el esquema representado en la figura 8.7.

.

Valor del dinero ($)

[

•

: 120

o

2

~

Tiempo ( anos )

Figura 8.7 Valor del dinero para diferentes proyectos de Inversl6n.

En la figura se observa que mientras que el proyecto A da mayores dividendos que el banco y es atractivo", el proyecto B no 10 es, porque presenta menores dividend os. El razonamiento anterior es la base conceptual de cualquier analisis de rentabilidad. II

-185-


8.4 Valor presente neto (VPNJ El proceso de estimacion de rentabilidad se complica debido a que, como ya se discutio, el valor del dinero cambia con el tiempo; es decir, un peso del dia de hoy tiene un valor diferente dentro de un ano 0 dentro de tres anos, dependiendo de la tasa de interes (i) que ofrezcan los bancos en el periodo en estudio. Debido a que en un proyecto de inversion en una planta qufmica se tienen flujos de efectivo (gastos e ingresos) en diferentes tiempos, desde el inicio del proyecto hasta el cierre definitivo de la planta, es necesario llevar el valor del dinero a una base comtm; es decir, un solo momenta en el tiempo, el eual se acepta que sea el punto de inicio del proyecto (tiempo cero),llamado Valor presente (VP) del dinero. Cuando se suman todos los flujos de efectivo del proyecto en el tiempo cero, se tiene el Valor presente neto (VPN) del mismo. Surge entonces la pregunta: l Como calcular el VPN de los gastos 0 ingresos que se dan en cualquier momenta del proyecto? Para hacerlo se hacen las definiciones siguientes: Flujo de efectivo anual descontado (FEAD). Este parametro se define como el VP (llevado al ano cero) de un pago 0 ingreso hecho en cualquier ano n del proyecto. En el entendido de que la tasa de interes en el periodo es i y que el pago/ingreso en cualquier ano n se define como Flujo de efectivo real (FER).

Si el pago/ingreso se da en el ano 1: FEADI

= FERI (1 + i)

Si el pago / ingreso se da en el ano 2: FEAD2

= FER2

(1 + 1)2

Y para el ano n: FEADIl

= FERn (1 + i)n

-186-

Estimacion del costo y la rentabilidad de los procesos

La suma de todos los FEAD realizados en el proyecto durante un periodo de n anos de vida es entonces: VPN

= FEAD1 + FEAD2 + ---------- + FEADn .

Es decir: VPN = ~ j =0

FEADj .

Como se observa el valor del VPN depende del valor propuesto para la tasa de interes (i) aplicable al dinero.

Ejemplo del calculo del VPN. Como ilustraci6n sup6ngase un proyecto de tres anos de duraci6n, en el que se tiene el siguiente flujo de efectivo y para el cual se desea calcular el VPN cuando la tasa de interes es de 9%.

Ano

Flujo de efectivo real (FER) ($)

0

-100

(Casto)

1

- 10

(Casto)

2

+ 80

(Ingreso)

3

+120

(Ingreso)

Ceneralmente en el ano 0 s610 hay gas to; en el ano 1 puede haber gastos e ingresos (en este ejemplo la suma de ambos da un gasto neto), y en anos posteriores los ingresos son mayores que los gastos, 10 que da como resultado un ingreso neto en cada uno de ellos.

-187-

Diseno de procesos en ingenierla quimica

Ctilculo del valor presente de cada flujo de efectivo realizado. n

FER

FEAD (Valor al eno 0)

-100

-100

Ano 1

0 1

Ano2

2

80

67.3

Ano3

3

120

92.7

(i = 0.09)

AnoO

-

VPN

10

- 9.2

50.8

EI significado de este resultado de VPN es que el proyecto ofreci6 una ganancia en pesos del dfa de hoy de $50.8 con una inversi6n de $100 al inicio del proyecto (ano 0) y $9.2 del dfa de hoy en el ano 1. EI ejercicio se ilustra en la figura 8.8. Flujo de capital ($)

120

80

.. 67.3

o

~

Mo

-10

-9.7 VPN= -100 -9.7 + 67.3 + 92.7

~

50.8

-100

Figura 8.8 alculo del Valor presente neto.

-188-


8.5 Tasa interna de retorno (TIR)

El calculo del VPN es muy utH para medir las ganancias logradas en un proyecto a partir de una inversi6n dada, pero no establece en forma explicita la efectividad 0 rendimiento obtenido por el capital. Por 10 anterior, se hace necesario definir un parametro que establezca de alguna forma una tasa de interes, para 10 cual se ha definido la rasa interna de retorno, como el valor de la tasa i que en un proyecto hace que el VPN sea cero; es decir, el interes es el punto de "equilibrio" entre gastos e ingresos en el proyecto. Se tiene entonces: (Para un valor particular de i = TIR)

VPN = 1: FEAD· = 0 •

J=O

J

El valor i que cumple esta condici6n es precisamente la TIR, la cual se calcula numericamente por un proceso iterativo de convergencia para la ecuaci6n anterior. Puede observarse que entre mayor es el valor de la TIR, el proyectO es mas atractivo econ6micamente. El minimo valor aceptable para la TIR es el interes bancario; si su valor es mayor el proyecto ofrece ganancias, en caso contrario tendra perdidas. Para el ejemplo anterior, el calculo de la TIR se ilustra a continuaci6n, mediante suposiciones sucesivas del valor de esta. Si TIR

Ano 0 1 2 3 VPN

FER -100 - 10 80 120

= 9%

Si TIR

= 30%

Si TIR

= 27%

FEAD -100 - 9.2 67.3 92.7

FEAD -100 - 7.7 47.3 54.6

FEAD 100 - 7.9 49.6 58.6

50.8

- 5.8

== 0.0

Por 10 que aproximadamente: TIR

= 27%

En resumen puede decirse 10 siguiente: a) Tanto el VPN como la TIR son parametros que establecen la rentabilidad de un proyecto de inversi6n. Si se comparan diversos proyectos, aquellos que presenten mayores valores de VPN y TIR son mas atractivos. -189-

Diseiio de procesos en ingenieria qufmica

b) El VPN mide las ganancias absolutas a partir de una inversi6n dada, pero no da elementos para determinar el rendimiento del capital invertido. c) La TIR establece el rendimiento logrado con el capital invertido, pero no indica la magnitud de las ganancias obtenidas. Si el objetivo de un amllisis econ6mico es maximizar las ganancias, se utiliza el VPN; si se desea decidir sobre que aItemativa da mayores rendimientos de capital, se utiIiza la TIR. d) En resumen, la evaluaci6n de la rentabiIidad es una condici6n indispensable para establecer la viabilidad de un proyecto y tiene como componentes la adecuada estimaci6n de los costos requeridos y la manera en que se establecera el flujo de capital, tanto de gastos como de ingresos, durante la vida del proyecto.

-190-

9 Caso de estudio: licuefaccion del gas natural

La perfeccion del estilo en cada arte consiste en esto: en saber borrar las limitaciones especificas, sin suprimir las cualidades especificas y empleando sabiamente 10 caracteristico, imprimir a fa obra un sentido universal. Friedrich Schiller

Caso de estudio: licuefaccion del gas natural

9.1 Planteamiento del problema La explotacion de los yacimientos de petroleo crudo trae consigo el problema del aprovechamiento del gas natural asociado. Este gas natural puede encontrarse tambien en yacimientos de gas y presentarse la posibilidad de su utilizacion, ya sea como materia prima para plantas criogenicas de recuperacion de hidrocarburos liquidos (C2+) de produccion de metanol, 0 simplemente como combustible en plantas quimicas. En cualquier caso, se requiere la transportacion del gas desde su lugar de explotacion al de utilizacion. Para esto se tiene como posibilidad transportarlo a traves de gasoductos en forma de gas. Una alternativa que ha encontrado factibilidad tecnologica es la licuefaccion del gas natural para transportarlo como liquido, 10 que implica ahorros sustanciales tanto en energia para el flujo del gas (compresion) como en equipo, ya que las dimensiones de las lineas de conduccion disminuyen sensiblemente 0 puede transportarse sobre ruedas. Sin embargo, para una decision sobre ambas opciones se requiere un amilisis sobre el costa que implica la licuefaccion del gas tanto en equipo como en energia requerida. En este estudio se requiere proponer opciones de procesamiento para licuar gas natural. Para este caso de estudio se supondra que el gas es esencialmente metano y que las condiciones a las que sale del yacimiento son 600 F y 800 psia. La capacidad de produccion sera de 80 MM pie3/ dia (estandar) medidos a 600 F y 1 atm. Objetivo

Obtener experiencia en el desarrollo y evaluacion de opciones 0 procesamiento para la obtencion de productos con especificaciones dadas.

9.2 Trabajo teorico de compresion Para este proceso, los requerimientos de trabajo para la licuefaccion representan uno de los aspectos mas importantes del costa de esta planta. En cualquier proceso propuesto se debera comparar los requerimientos de trabajo con el minimo trabajo te6rico, el cual se tendria en el caso de una operacion ",ideal" a traves de un proceso reversible.

-193-


Para efectos de caIculo se supondra que el gas natural es metano puro, 10 cual introduce un error ligero en la estimaci6n de las propiedades termofisicas, pero simplifica el calculo y el amllisis termodinamico asociado. EI trabajo para un ciclo reversible se calcu la a partir del incremento de la disponibilidad" b del sistema, al pasarlo de 600 P y 800 psia (1) hasta liquido a -258°P y presi6n atmosferica (2) (estas ultimas condiciones corresponden a la saturaci6n del metano a p atm). 1/

- Wr

= ~b = ~ - To ~s.

Donde

&z = h2 - hI. Lis

= 52 - 51.

Para el calculo de &z y Lis, considerando que estas son propiedades de punto, es posible proponer la siguiente trayectoria termodinamica: Metano Metano @ 600F Y 800 psia Llha -258°F Y 1 atm (Yap. SC) -------,l.~ (Vap. saturado)

m

Metano@ Llhb -258°F Y1 atm ---~.~ (Uq. saturado)

~1

(2)

EI cambio de ental pia del proceso esta dado por:

Del diagrama de Molier: s2 = - (fuera del diagrama) sl* = 1.18 sl = 1.14

h2 = 18 BTU lIb hI *= 237 BTU lIb hI = 375 BTU/lb Por 10 que:

-194-


Y finalmente: .1h = 18 - 375 = - 357 BTU/lb.

Para la entropia, en el punto 2 se hace un calculo indirecto, ya que Assat= .1hsa /Tsat' por 10 que:

As

= 1.18 - 1.14 + (18 - 237) /202 = - 1.04

BTU! [baR.

Por 10 que: Wr = - 357 BTU - 520 OR (-1.04 BTU/ lbOR). Wr

= -183.8 BTU/lb.

Para calcular la potencia se evaluara la densidad p a 600 P y 1 atm:

p =

16 lb Ilb mol x 5200 R = O.0471lb / pie3std @ 600 P Y 1 atm. 492°R 359 pie3 std/ lb mol

Por 10 que el trabajo en unidades apropiadas sera: BTU lb 3std x 0.0471 pie lb x - Wr = 189

1 KWH 3412 BTU

KWH

-Wr = 0.00261 pie3std Potencia rev

= 0.0035 HP-hr

= 0.0035 x 80 xl06

pie3std Potencia rev

pie3 std x 1 dia 24 hr

= 11666.6 HP.

Este valor corresponde a la potencia minima requerida para llevar el gas desde 600 P y 800 psia hasta liquido saturado a 1 atm.

-195-


9.3 Procesos de licuefacci6n Para lograr la condensaci6n del metana se requiere enfriar (bajar su temperatura), ya que se encuentra inicialmente a 600F y su temperatura critica es de -116.5°F; en otras palabras, no es posible bajo ninguna circunstancia licuar el metana a temperaturas mayores que -116.5°F. Tener el gas inicialmente a presi6n es una ventaja, ya que es posible obtener aproximadamente un trabajo de 140 BTU/lb a traves de una expansi6n isentr6pica hasta 1 atm (figura 9.1). S=cTe p

Expansion isentropica

BTU h=140

Ib

H

Agura 9.1 Trabajo potencial del gas a presl6n.

Para enfriar el gas a partir de sus condiciones iniciales se tienen tres procesos posibles:

1. Tntercambiar calor con una corriente mas fria en un proceso esencialmente a presi6n constante. 2. Expansion, producir trabajo reversible e isentr6pico. 3. Expansion a traves de una valvula en un proceso adiabatico, sin producir trabajo (Proceso Joule-Thompson). -196-


Los procesos son los siguientes:

Proceso 1 Metano @ ---~-f.'---'r---"""" Metano@ T<60"f ~ T<60"f

Intercambio de calor a presion constante

Proceso 2

w Metano @60°F Metana@ T< 60° F Expansor isentropico

Proceso 3

Expansion adiabatica

-197-


En el diagrama de Molier, las trayectorias se muestran en la figura 9.2. p

800

H

Figura 9.2 Trayectorlas de enfriamiento del gas.

9.4 Expansion de Joule-Thompson Iciclos de Linde)

Como primera opd6n considerar la expansi6n de Joule-Thompson adiabatica. Este proceso se representa con lineas verticales en el diagrama p-H. Si s610 se efectua esta expansi6n desde 800 psia y 60°F hasta 1 atm, la temperatura del gas descend era alOOF, pero no habra licuefacd6n. Por otro lado se obtendra una mezcla de liquido y vapor a 1 atm y 202°R (-258°F) si antes del proceso de expansi6n Joule-Thompson el gas se enfria alrededor de -lOOOF. Con la discusi6n anterior, el siguiente paso es definir c6mo efectuar los procesos mencionados. Como primera instancia surgen dos ideas para el enfriamiento previo a la expansion: a) Utilizar un refrigerante para enfriar el gas de 60°F a -lOOOF a presion constante. b) Utilizar como medio de enfriamiento el gas "frio" obtenido por la expansion de Joule-Thompson. c) Combinar las ideas anteriores. La combinacion de las dos primeras ideas da lugar al CicIo de Linde simple, cuyo esquema de proceso se presenta en la figura 9.3. -198-


Compresora

6

5

3 Valvula de expansion

CH 4 '--_-'L"toiquido 4

Intercambiador de calor Figura 9.3 Esquema del CIcio de Unde simple.

En el diagrama p-H proceso anterior, se representa como se muestra en la figura 9.4. P(Psia)

.....-_ _-_._--_._-----.--_._--_._----_._----...., ...

1

7

i

i

I!,

I

I

/

i. 3 i

!

/

-'

....... -~-----~,. 5

6

H

Figura 9.4 Representaci6n en el diagrama p-H del Cicio de Unde simple.

-199-


9.4.1 Requerimientos de potencia en el CicIo de Linde simple

Para el calculo de la potencia se tiene el problema de no tener en el diagrama de Molier valores de ental pia a altas presiones y temperaturas, los cuales caen fuera de los valores tabulados. Se puede intentar estimar datos por extrapolaci6n, pero es mas conveniente calcularlos, ya que la regi6n de interes esta bastante lejos del punto critico, por 10 que el gas se comporta casi idealmente. Especificamente se requieren valores de ental pia a 800 psia y altas temperaturas, por 10 que debe recordarse que: h = h (P,I). Para un fluido puro

(1)

Para p= 800 psia

11 = h (800, T). tambien:

f

h dh h*

(2)

T

=

f Cp dT. T*

(3)

Y el comportamiento del Cp, puede evaluarse como:

Cp

= Cp a + L1Cp .

(4)

Donde

Cpa = Cap. calorifica del gas ideal @ T L1Cp = Desviaci6n del Cp a P y T El valor de L\Cp puede estimarse de correlaciones generalizadas, por ejemplo, Edmister (Pet. Ref. Vol. 37, No.7 Pag. 156), en las cuales:

L1Cp

=f

(Pr, Tr).

(5)

Los val ores de Cpa para el metano estan en funci6n de la temperatura y se encuentran en tablas de propiedades de hidrocarburos (p.ej. API Project 44). Se tienen los siguientes valores:

-200-


400

450

400

550

600

650

700

10.8

11.2

11.6

12.0

12.4

12.8

13.1

N6tese que la funcionalidad es pnkticamente lineal. Tomando los puntos extremos de 400 y 700°F, se tiene: (Pc = 45.8 atm; Tc = 343.3°R) @

400°F Y 800 psia

-----l..~

Tr = 2.51 Edmister Pr

@

700° F Y 800 psia

-----l..~

.. ~Cp

= 0.2

= 1.19

Tr = 3.38 Edmister

---1"~~Cp

= 0.87

Entonces la variaci6n de Cp vs T va de Cp = 10.8 a 400°F a Cp = 13.1 a 700°F con una dependencia practicamente lineal, por 10 que se obtiene: Cp

= 7.7 + 0.0078 T .

(6)

Donde Cp [=] BTU / lbmoloF.

Tomando un punto en el diagrama p.ej: p = 800 psia y T = 500°F se tiene: p = 800 psia. T= 500 F. h = 668 BTU/lb. s = 1.54 BTU/lb°F.

(*) Punto base para integrar las ecuaciones de ental pia (3) y entropia

De la ecuaci6n (3) :

h = h* +

f

T Cp dT. 960

-201-

Diselio de procesos en ingenieria quimica

Sustituyendo valores: T

h

= 668 +

(lIb moll 161b)

J (7.7 + 0.0071T) dT. 960

h

= 668 + -.L

[7.7 (T - 960) + 0.00355 (T2 - 9602) ].

16 Donde finalmente: h

= 2.219xlO

T2 + 0.4812 T + 11.52 (BTU/lb).

(7)

Para la expresi6n de entropia se tiene: T

s

= s* + f

(8)

CpdT . T* T Para el punto base seleccionado:

s = 1.54

T + 1 f 7.7 + 0.0078 T dT. 16 T 960

Que al integrar obtiene: s

= 1.54 + 1 [ 16

7.71n l + 0.0078 (T-960) ]. 960

Rearreglando se obtiene:

-4 s

= 4.87 x 10 T + 0.4812 In T -

0.468

(BTU).

(9)

IboF Con las ecuaciones (7) y (9) es po sible ca1cular h y s a diferentes temperaturas como se muestra en la tabla 9.1.

-202-


Entalpia 900 tBTU/lb

I 800

I

1 700]

/

1/

600r'-------tl------+I

---to-.

1.5

1.6

1.7

Entropia BTUIlbOF

Figura 9.5 Relacl6n entropia vs entalpia para metano a 800 psla.

Tabla 9.1 Entalpia vs entropia para metano a 800 psia P -SOOps-ia

h (BTUjlb) 668 s (BTUjlbOF) 1.54

550 705.3 1.578

600

743.89 1.615

650 700 783.4 824.1 1.652 1.688

Los valores de h vs s son representados en la figura 9.5 en donde se aprecia una correspondencia practicamente lineal entre estas dos variables. Con esta informacion es po sible calcular la potencia teorica para el CicIo de Linde; para esto, suponer las siguientes bases: a) Diferencia minima de temperaturas (acercamiento) en el cambiador de calor = 10°F (Esto ocurre en el extremo caliente del mismo). b) Temperatura de salida del gas del interenfriamiento = 60°F (con el objeto de que P y T de las corrientes 1 y 8 sean iguales). -203-


Las condiciones de proceso fijas ya son las que se sefialan en la figura 9.6. T= 50· F P 1atln

T=60· F p: 600 psia

T=6O"F

Figura 9.6 Condiciones de proceso del Cicio de Unde.

El balance de energfa requerido para evaluar la potencia del compresor se obtiene al considerar el subsistema compuesto por el intercambiador, la valvula y el separador, el cual se representa en la figura 9.7.

SUbsistema para el balance de ental pia

Figura 9.7 Subslsterna para e/ balance de energfa.

-204-


Entonces, llamando f a la fracd6n licuada 0 condensada de la corriente 8, se tiene: (10) Del diagrama Ps = 800 psia ----....,.~hs

Ts

= 375 BTUjlb

= 60°F

P4 = 14.7 psia T4 = -258°F

------i.~

h4 = 18 BTUjlb

P 6 = 14.7 psia T6 = 50°F

----....,.~

h6

= 395 BTUlIb

Por 10 que resolviendo (10), se obtiene:

f= 0.053

0 5.3% fracd6n licuada del gas

Para calcular el trabajo del compresor y suponiendo que este opera isentr6picamente, se tiene:

50°F 1atm S=1.66 h=395

lJIIJ Ib

S=

cte

Tanto la entalpia como la temperatura de salida pueden conocerse; la primera de la grafica h vs s, y la temperatura de la tabla que relaciona T, h Y s. Se obtiene: Tcompresor sal

= 1115°R 0

En el compresor isentr6pico, se sabe que: W=

Llh. -205-

655°F.


Y en este caso: 11 = 785 - 395 = 390 BTU/lb. E1 trabajo de compresi6n requerido es entonces BTU W = 390 lb gas comprimido W

x

1- 0.053 ( 0.053 )

lb gas compr . lb gas licuado

= 6990 BTU/lb gas licuado.

Que finalmente es:

BTU W = 6990 Ib gas licuado 3412

W= .096

x 0.0471 BTU KWH

Ib gas licuado pi& std

_ _ __ pie3 st. gas licuado

~KWH~~

Si se compara este valor con el trabajo reversible (0.00261 KWH/ pie3std) es obvio que este ciclo presenta poca eficiencia termodinamica, por 10 que se hace necesario buscar otras opciones de procesamiento. Una altemativa a este proceso seria hacer la expansi6n a partir de una mayor presi6n que 800 psia. Esta opci6n requeriria un segundo compresor, ya que el gas de carga se comprimira desde 800 psia hasta P (la presi6n inicial de la expansi6n) y el gas de recirculaci6n debera comprimirse desde 14.7 psia hasta P.

9.5 (ielos de Linde a alta presion El esquema propuesto al introducir el gas a mayor presi6n, de acuerdo con la discusi6n anterior, se presenta en la figura 9.8.

-206-


Gas recirculaci6n @ 14.7 psia

P psia

Gas de carga a 800 psia

Ppsia Ppsia Compresor de gas recirculacion Gas licuado

Compresor decarga

a 258°F y 14.7 psia

Figura 9.8 Compresl6n del gas de carga.

Las preguntas que surgen al proponer este ciclo son las siguientes: a) LHay un ahorro significativo en el consumo de trabajo de compresi6n? b) LEsto justifica un segundo compresor?

9.6 Cicio de Linde de alta presion can doble expansion de gas Si se propone el uso de mas de un compresor es probable que una doble expansi6n sea mejor soluci6n, ya que en este proceso es donde generalmente pueden esperarse mayores irreversibilidades; efectuarlo en dos eta pas asegura una mayor eficiencia termodinamica. Esta opci6n implica la introducci6n de equipo de proceso adicional y ademas una operaci6n del cambiador con tres corrientes de proceso. El esquema se muestra en la figura 9.9.

-207-


10

9

12

Gas licuado

Agura 9.9 Esquema de proceso del CIC/o de Unde de alta presl6n.

La representacion en el diagrama p-H se muestra en la figura 9.10.

P

Pmax

.

-4

3

T

q

Pgas

"-----./¢::I catga /1

1,2

I

II Pint

Palm

q

q

13 /

._-..,.

~---------.-...--~'

I•

14

5

_ ...L..____________

..

_ ...

_----./

9

7

/

/

10

H

Figura 9.10 Dlagrama presi6~talpla del proceso de Unde a alta presl6n.

-208-


Como puede observarse, la presion intermedia Pint es una variable de disefio (por seleccionarse), pero sera necesario un tercer compresor A si el gas de carga tiene una presion diferente a P atw Pint 0 P max· Este proceso se aproxima al ciclo de Linde simple a medida que P6' la presion intermedia, se aproxime a PI (la presion de carga) 0 P 3 (la presion atmos£erica).

9.6.1 C31culo de los requerimientos de potencia Para ilustrar esta opcion seleccionar el caso mas simple en el que la P max es 800 psia, 10 que hace innecesario el compresor A. Si se selecciona la presion intermedia arbitrariamente como 400 psia y ademas se mantiene el criterio de acercamiento de 10°F en el intercambiador y que los enfriadores pueden abatir la temperatura hasta 60°F, las condiciones de operacion del proceso, as! como la cantidad (fraccion) licuada del gas se presenta a continuacion: Sea:

II = fraccion licuada del primer flash. h = fraccion licuada de II en el segundo flash.

Del diagrama se tiene: Tabla 9.2 Balance de masa global.

Base: 1 lb. de mezcla de gas de carga y gas de recirculacion. Corriente

3 8 6 12 9 10 13 11

T (OF)

P (psia)

60 -258 -145 -145 -258 50 50 60

800 14.7 400 400 14.7 14.7 400 400

-209-

h (BTU) lb 375 18 127 254 238 395 381 387

Flujo (lb)

1 flf2 fl 1 - f1 £1 (1-£2) £1 (1-£2) 1 - £1 f1(1-f2)


Como en el cicIo simple se requiere calcular las fracciones condensadas f1 y f21 as! como el trabajo te6rico requerido por compresi6n. Para esto se requieren los balances de energfa en los subsistemas mostrados en la figura 9.11.

13

i

3

I

Gas de calga

para! 1 y! 2

Figura 9.11 Subs/stemas para el balance de energla.

Balance I: El balance de ental pia es:

Sustituyendo valores:

375

= 381 ( 1 - h) + 395 h ( 1 -h) + 18 h h.

Es decir: 377 flh

- 14h = 6.

(11)

Balance II:

-210-


Es decir: 127 II

= 18 hh + II (1 - h ) 238.

(12)

Combinando (11) Y (12) se obtiene:

II = 0.034. h = 0.505. La mezcla de las corrientes 11 y 13 genera una corriente 14, cuya ental pia es la siguiente:

Los dos compresores operan isentr6picamente y se dispone de la siguiente informaci6n:

<1'0'> 'y/

p= 14.7 psia T= 50f h = 395 btullb

~~B

1 - - - -.... ~ p= 400 psia

h=?

5=1.67

/', GJ

___<_~...;.~_>__~... C p= 400 psi a h = 381 btullb

f-------t~~~~ ~OO

psia

8=1.26

Compresor A. EI diagrama de MoHer no es suficiente para abarcar datos de h a 400 psi yalta temperatura, por 10 que se requiere un tratamiento

similar al tratado en el caso de la grMica de la figura 1. Con este procedimiento se obtiene (sabiendo que el proceso es isentr6pico):

H sal compresor A = 417 BTU/lb.

-211-

Diserio de procesos en in genie ria qufmica

Compresor B. De la misma forma, extrapolando los datos de la figura 1 para metano a 800 psia y S = 1.26, se obtiene: h sal compresor B

= 695 BTU/lb.

El trabajo te6rico de compresi6n por cad a libra de gas licuado obtenido sera:

W t = [h (1

Wt = 2870

-h) (695 - 395 ) + ( 1 - hh) (427 -

381 ) ] h 12

BTU lb gas licuado

Se demuestra entonces que este arreglo es mas eficiente termodinamicamente que el cicIo simple, porque la expansi6n en dos eta pas es mas cercana al proceso reversible, ya que el gas que se evapora a la presi6n intermedia se recircula al compresor, tan pronto como ha hecho su enfriamiento correspondiente y no es estrangulado imlti1mente" hasta la presi6n atmosferica. Evidentemente se lograria mayor eficiencia con un mlmero mayor de eta pas de expansi6n. 1/

En esta opci6n debe esperarse que el trabajo requerido llegue a un valor minimo para algun valor de la presi6n intermedia P 6' Y para valores dados de la presi6n inicial, en la forma que se muestra en la figura 9.12. Wcomp

Figura 9.12 Trabajo requerido en funcl6n de Ia presl6n Intermedla.

-212-


Para analizar el efecto de la selecci6n de la presi6n intermedia (Pint) en el proceso, se prespntan en La tabla 9.3 los resultados obtenidos para los casos de presi6n del gas de carga de 800 y 1 000 psia. Tabla 9.3 Selecci6n de la presi6n intermedia para diferentes presiones de fa carga Pcarga - 800 psia W

Pint (psia) (KWH/ pie3std) 100 200 300 400 500 600

0.051 0.050 0.049 0.034 0.028 (*)

0.790 0.627 0.580 0.50 0.422

0.054 0.045 0.033 0.0396 0.0383

Pcarga - 1 000 psia W

Pint (psia) (KWH / pie3std) 200 400 500 600 800

0.0778 0.090 0.086 0.0715 O. (**)

0.6697 0.500 0.413 0.3119

0.0302 0.024 0.023 0.0288

* No es posible operar a esta condki6n con el arreglo propuesto en el intercambiador de calor y el acercamiento de lOoP. ** Como Pint > Pc no hay condensaci6n. Un limite para Pint es que sea menor que Pc

- 21 3-


9.7 Cicio de Linde simple can preenfriamiento de la carga can refrigerante Si se observa la forma de las isotermas del metano en el diagrama de Molier, se concluye que el enfriarniento logrado a traves de una expansi6n de Joule-Thompson es mayor si se efecrua a bajas temperaturas, alrededor del punto cdtico 0 en la regi6n liquida. Para llegar a esta regi6n antes de la expansi6n se requerira refrigeraci6n adicional. El esquema de esta posibilidad se muestra en la figura 9.13.

2

c.cto de r<,ff;gef&06n

6

(coo amoniOCO)

Gas li<:Uado

Figura 9.13 Cicio de Unde simple con preenfrlamlento con refrlgerante.

Si se utiliza amoniaco como refrigerante se obtiene una temperatura de alrededor de -50°F, por 10 que se lograra un enfriarniento hasta -40°F del metano. Si se considera como en los casos anteriores compresi6n isentr6pica, enfriarniento con agua hasta 60°F y un acercamiento en cambiadores de 10°F, se tendra: hl = h2 = 375 BTU lIb h3 = 304 BTUjlb hs = 342 BTUjlb h6 = 18 BTUjlb h7 = 238 BTUjlb

@ @ @ @ @

-214-

60°F Y 800 psia. -40°F Y 800 psia. -50°F Y 14.7 psia. -258°F Y 14.7 psia. -258°F Y 14.7 psia.


EI balance de ental pia para obtener el porcentaje licuado, es: h3

= f h6 + (1 - f) h 8. f= 11.7%.

EI trabajo del compresor del gas de recirculaci6n es: We = (h9 - h8) (1-f)

I

f

BTUI lb gas licuado.

We

= (668 - 342) (1-0.117)1 0.117.

We

= 2460 BTU/lb gas licuado.

A este trabajo habra que agregar el necesario para la compresi6n del amoniaco en su cicio de refrigeraci6n. Se debe considerar que el amoniaco entra como vapor saturado a 100°F a la salida del condensador y a la entrada de la valvula de expansi6n del Molier del amoniaco: Capacidad de refrigeraci6n = hvap sat - hli~ sat. - 50°F - 50 F COP

= 593 - 156 = 437 BTUlIb NH3.

La compresi6n isentr6pica corresponde a h = 826 BTUI lb amoniaco W rej = 826 - 593 BTU/lb

= 233 BTU; Ib NH3

.

En terminos de la capacidad de refrigeraci6n 233 W ref = 437

BTU trabajol BTU refrigeraci6n.

La refrigeraci6n requerida es: Refrigeraci6n

= (hrh3)1 f (BTUI lb total) (lb gas licuado/lb gas total). = (375-304) I 0.117 = 606 BTU ref/lb gas licuado.

-215-


Wr = 2331 437 BTU trabajol BTU ref x 606 BTU ref I lb gas lieuado. Wr

= 323

BTUI lb gas lieuado.

Por 10 que el trabajo total requerido en el proeeso: WT

= We + Wr = 2460 + 323.

W T = 2783 BTU; Ib gas lieuado.

Este valor es menor eonsiderablemente a 6 990 BTU lIb para el mismo ciclo simple sin preenfriamiento; tambien es del orden de magnitud del ciclo de alta presi6n con presi6n intermedia de 400 psia.

9.8 (ielos de lieuefaeeion can generaeion de trabajo de expansion EI proceso de expansi6n isoentaipica a traves de una valvula es un proeeso altamente irreversible; es decir, el aumento de entropia obtenido indica que la eficiencia termodinamiea del mismo es pobre. Por esta raz6n, una modificacion a los procesos de enfriamiento se presenta cuando una parte de la corriente de gas a alta presion se expande convencionalmente a traves de una valvula, y otra se expande isentr6picamente por medio de un expansor, en el euaI se obtiene trabajo util que, inclusive, puede inc orporarse como parte de los requerimientos de potencia del eompresor de recireulaci6n de carga, 10 que permite tener una posibilidad de "reeuperacion" del trabajo meeanieo disponible en el gas de alta presion. Se presentan dos enfoque generales para el proeesamiento de la fraecion del gas de earga que se expande isentropieamente (ciclos de Claude): a) Expansion isentropica con preenfriamiento de la eorriente. b) Expansion isentropica directa del gas de earga sin preenfriamiento.

-216-


13

1

12

11

10

r--_ _ _.:9

2 \

Gas de

\,

carga

""'-,.

Solament.e si

--7"

..,........

15

Pmax > P carga

Gas licuado

w Figura 9.14 Ucuefacci6n can generaci6n de trabaJo de expansl6n.

6

5

4

3

?--....a-t--...e.-·;r

Pmas

!

I

j

!

I

i

Pga5

carga

i /

/

I

I

--.._._.-.. 1) /

I

:

/

/

8 Palm

I

/

/'

1.....-__._. . . . .1

........... _ _ _ _..7.....

15

Figura 9.15 CIcio de Claude can expansor y preenfriador.

-217-

/

I

Diseiio de procesos en ingenieria quimica

13 ...---.:...:...---r------------------------l 12

I 10

9

8

3

Gas licuado

Figura 9.16 Integraci6n m~nlca del Cicio de Claude.

Pcarga

I

12 5 T ...--------~--~----___r

//----

Palm

Figura 9.17 Cicio de Claude con expansor sin preenfriamlento.

-218-


9.8. 1 Requerimientos de energia en el CicIo de Claude sin preenfriamiento

La expansion isentropica del gas de carga hasta 1 atm produce un gas que se encuentra ligeramente humedo. Para calcular esta humedad se tiene que: 14.696 psia - 25BoP (202°R)

BOO psia y 600 P

En el diagrama de Molier el proceso se muestra en la figura 9.1B.

CH 4 @ 800psia

y 60°F

p 800

14.696

h

m

h

9

H

Figura 9.18 Oiagrama p-H del CIC/o de Claude con expansor.

Si llamamos x = fracdon liquida de metana en la mezcla final se tiene: hrn

Dado que

= x hf + ( 1 -

x ) hg.

h = s/f. srn = xSf + ( 1 - x ) Sg. srn = Sg - x ( hg - hf ) / T.

-219-

(1)

(2)


Por 10 que: x = (5 g - 5m ) / (JIg - hf)'

(3)

Donde: 5 m = 51 =

1.14.

5g = 52 =

1.19.

hg = 238 BTU/lb. hf = 18 BTU/lb. T = 202 oR. Por 10 que: x = 0.0465. 0

4.65%.

Para el balance de ental pia tomar la siguiente base de calculo: a) 1 libra en la corriente 3 (carga al flash). b) y libras expandidas en la turbina (corriente 12). c) / fracci6n de liquido en el gas expandido en el flash. Con esta base se tiene el siguiente balance de ental pia:

(4) Con las condiciones de operaci6n, las entalpias se toman en el MoHer, dando: 375 + 228y = 18/ + 395 (1 - / + y).

(5)

Es decir:

/ = 0.053 + 0.443 y.

(6)

La ecuaci6n (6) expresa la relaci6n entre la fracci6n licuada / y el flujo de gas expandido en la turbina.

-220-


EI trabajo obtenido en la turbina es W turb: (7) EI trabajo de eompresi6n del gas de recireulaci6n es: W eomp

= ( - { + Y) (h14 (789-395) h11).

(8)

W eomp

= 394 (1 - {+ y).

(9)

Es decir:

El trabajo neto adicional es entonees: We

(10)

= W eomp - W turb .

Combinando (6), (7), (8) Y (9) se obtiene: We

= 373 + 72 Y (BTU).

(11)

Con la eeuaci6n (11) es posible ealcular el trabajo de compresi6n requerido para diferentes flujos de gas en la turbina. Tabla 9.4. Consumos de trabajo en funci6n del gasto de gas en la turbina.

Libras de gas en {raeci6n lieuada

Fraeci6n lieuada en el flash

Trabajo de eompresi6n en la turbina (We/lbliq )

y

o 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 1.0 2.9

{

0.053 0.098 0.142 0.186 0.230 0.275 0.496 0.980

-221-

W (BTU)

373 380 388 395 402 410 446 526

7037 3877 2730 2130 1750 1490 900 538


Puede observarse en la tabla 9.4 que el trabajo requerido por lb de gas licuado decae fuertemente a medida que aumenta el flujo de gas al expansor. Un limite para la operaci6n de la turbina es el acercamiento de 10°F en el cambiador, ya que si el gas licuado esta a -258°F, la menor temperatura de la corriente que va a la valvula es de -248°F. Esta corriente (5) se encuentra a 800 psia y (en ellfmite inferior) a -248°F. La ental pia a estas condiciones no puede leerse en el diagrama, pero esta suficientemente lejos de la temperatura crftica Tc' que la isoterma es practicamente vertical sobre la curva de liquido saturado por 10 que hs = 26 BTU/lb. Haciendo un balance en el intercambiador (ambos cambiadores) se obtiene:

Sustituyendo val ores: (375 - 26)

=

(1 - f + y) (395 - 238).

Es decir: 1 + Y -f

= 2.22.

(12)

Combinando (6) Y (12): y

= 2.09.

f= 0.98.

Val ores maximos permisibles en el arreglo de cambiadores propuesto

Como se muestra en e1 cuadro 9.4 e1 trabajo de compresi6n Wc' es de 538 BTU/1b gas licuado, solamente 2.8 veces a1 Wrev' por 10 que este arreg10 demuestra ser aItamente eficiente. Es importante notar que en los calcu10s anteriores se ha considerado que tanto 1a compresi6n como 1a expansi6n son tota1mente reversibles (isentr6picas). En operaci6n real debe considerarse la eficiencia politr6pica de ambas maquinas, 10 que obviamente aumentara los requerimientos de trabajo con respecto al valor calculado anteriormente.

-222-


9.9 Cielos de Iicuefacci6n en cascada de refrigeraci6n

La idea de enfriar la corriente de cargas por medio de un fluido externo puede ser ampliada para efectuar la refrigeraci6n en cascada, en forma tal que los refrigerantes se condensen por medio del siguiente ciclo de mayor temperatura y final mente con agua de enfriamiento. El diagrama de este proceso se muestra en la figura 9.19, en la cual se proponen tres ciclos de refrigeraci6n en cascada. Con esta opci6n es posible lograr niveles de temperatura muy bajos si se utiliza solamente agua de enfriamiento como medio de condensaci6n auxiliar. Como ejemplo, sup6ngase que se utilizan'in como refrigerantes del proceso metano, etileno y amoniaco, los cuales evaporarcin a las temperaturas de -21O o P, 145°P y SOap, respectivamente. Cuando se realizan los balances de materia y energfa correspondiente (con acercamiento de temperatura en cambiadores de lOOP), se optiene un trabajo total requerido para este proceso de aproximadamente 534 BTUjlb gas licuado, el cual es tan bajo como el del mejor de los ciclos anteriormente propuestos. Puede observarse entonces un proceso mas eficiente, aunque con un equipo mas complejo y mas integrado, 10 cual presenta riesgos de paros de planta en caso de falla, que deberan ser analizados y evaluados si se selecciona esta opci6n. 10

9

8

6

7 Gas licuado

Fig. 9.19 CIcio de Iicuefacci6n con refrlgeracl6n en cascada.

-223-


9.10 Conclusiones Del estudio anterior pueden obtenerse las siguientes conclusiones: a) Para efectuar el proceso propuesto originalmente son posibles muchas opciones, que varian tanto en la concepci6n del mismo como en sus condiciones de operaci6n. b) Del analisis efectuado se observa que los consumos de trabajo disminuyen a medida que se proponen procesos con mayor equipo, es decir, hay una relaci6n inversa entre las perdidas" de eficiencia y la complejidad del equipo. 1/

-224-

Problemas de aplicaci6n

Al andar se hace camino, y al volver la vista atnis, se ve la senda que nunca se ha de volver a pisar. Antonio Machado


P. Capitulo 1

P.I.I Se dispone de un gran yacirniento de gas natural (esencialmente metano) en el noreste de Mexico, que se procesani para su purificaci6n y uso. Se desea utilizarlo como: (a) combustible en una zona industriallocalizada a 350 km del yacirniento y que tiene una demanda de 300 MM PCSD Y (b) materia prima para producir amoniaco. Para este ultimo caso se dispone de plantas de amoniaco situadas en el sureste del pais a aproximadamente I 400 km de distancia, que se encuentran fuera de operaci6n, aunque puede optarse por transformar el gas en plantas nuevas, si su rentabilidad 10 permite. Se sabe que existen tecnologias comerciales para transportar el gas por gasoducto 0 para licuarlo y despues transportarlo en forma liquida, tanto por ducto como por via maritima. Hacer una amplia discusi6n del problema y establecer el esquema conceptual para discrirninar opciones y realizar el disefio de proceso, asi como la evaluaci6n econ6mica. Definir cuaIes son las decisiones criticas en el anaIisis. Si falta informaci6n, identificarla y definir c6mo debe obtenerse, teniendo en mente que se esta en una etapa preliminar de evaluaci6n P.I.2 Para el siguiente proceso industrial identificar los equipos que pertenecen a los bloques de acondicionarniento de materias primas, reacci6n quimica y separaci6n, respectivamente.

Gas residual

vapor

I

ElanO-' ---+7

Compresor

Enfriamiento Oe.melanizadora f - - - - - I

Horno d .. plrolisla

llquidos depir61iSis

Figura P.l.2 Esquema slmplificado de una planta de etlleno.

-227-

Diseflo de procesos en ingenieria qulmica

P.l.3 Para el caso ilustrado en la figura 1.7 establecer los pasos y secuencia que seguir para definir la factibilidad de producir helio a partir de la licuefacci6n de aire, en forma rentable y atendiendo el mercado regional del Bajio en Mexico. P .1.4 Establecer cueil es el sujeto de estudio en el disefio de procesos y cuMes son las preguntas sustantivas que deben contestarse al realizar el disefio 6ptimo de un proceso. P.l.5 En la Zona Marina del Golfo de Mexico, el agua de mar contiene oro en concentraciones (fracci6n peso) de 100-200xl0-10. Indicar cUi:l1es sedan las eta pas por seguir para evaluar el potencial econ6mico para recuperar el oro del agua de mar.

P Capitulo 2 P.2.1 La producci6n de amoniaco por la sintesis de Haber-Bosch se realiza en una planta cuyo esquema de proceso y condiciones de operaci6n se muestran en la figura P. 2.1. DMsi6n

- 40· C

Redrcufaci6n

IH,+N,)

3 H2 + N2- 2NHo

Conversi6n = 20%

Carga fresca

(H, +N,)

Mezelador

,,+---Q

Reactor

L___. .

Separador _

• NH3

- 40" C 100atm

pLI'O

Figura P.2.1 Esquema s1mpliflcado de una planta de sfntesls de amonlaco.

Si el reactor opera adiabaticamente, el producto es amoniaco puro y la purga contiene s610 (H2 + N0. Encontrar los grados de libertad del sistema, es decir, el numero de variables que es necesario especificar por medio de: (a) un analisis de las cuatro unidades de proceso involucradas (reactor, separador, divisi6n y mezclador) y (b) un amllisis del proceso global (con entradas y salidas totales de la planta). -228-

Problemas de apJicaci6n

P. 2.2 Se tiene un proceso de reacci6n a alta presi6n en donde se realiza la reacci6n exotermica A ~ P, donde A es la materia prima y P el producto deseado. La carga fresca que consiste de A con huellas de una impureza B se mezcla con una recirculaci6n que tambien esta formada por A y huellas de B. La mezcla entra al reactor y despues se enfria para condensar al producto P, y se pasa a una valvula de expansi6n de la cual se envfa a un separador donde se separa P como producto Ifquido casi puro. La cantidad de A que no reaccion6 y la impureza B se recirculan, se purga previamente una parte de la corriente para evitar la concentracion de B dentro del sistema. Despues de la purga, la recirculaci6n se comprime en un compresor y se mezcla con la carga fresca. El diagrama de flujo del proceso se muestra en la figura P. 2.2, en la cual el numero de parametros/variables de cada unidad de proceso se designa mediante un numero dentro del sfmbol0 de la unidad.

2 Con (A+B)

Figura P.2.2 Esquema slmpllftcado reacclon-separaclon-reclrculacion.

Definir cuantas variables (grad os de libertad) es necesario especificar para que el proceso este unfvocamente definido. P.2.3 La producci6n de etileno se realiza generalmente mediante la descomposici6n termica (a alta temperatura y baja presion) del etano, con 10 que se produce una mezcla de hidrogeno, metano, etano, etileno y otros hidrocarburos que deben separarse a baja temperatura y a alta presion: (a) buscar en la bibliograffa el diagrama de flujo de este proceso y hacer una descripci6n del mismo; (b) hacer una versi6n propia de este diagrama buscando simplificar su representacion. -229-


P.2.4 Una manera de representar diagramas de flujo de proceso es mediante la Hamada "matriz de incidencia", que consiste en una tabla en que se asocian los equip os del proceso y las corrientes del mismo; cada mlmero dentro de la matriz indica la corriente asociada el equipo y su signo establece si entra (+) 0 sale (-) del mismo. La matriz de incidencia de cierto proceso ~e presenta en la tabla P. 2.1. Tabla P 2. 1 Matriz de incidencia del proceso

Unidad de proceso Homo Reactor Intercambiador Columna de destilacion Rehervidor Division de corrientes Division de corrientes Enfriador

Corrientes asociadas 1 - 2 2 - 3 3 8 4 7 5 - 6 6 - 8 10 -11 9 -10

-4 11

-13 -9

-5

-7 -12

Elaborar el diagrama de flujo de proceso con el codigo de representacion de cada equipo de proceso. P.2.5 Para el diagrama de proceso del problema 2.1, numerar las corrientes de proceso y construir la matriz de incidencia de acuerdo con su definicion en el problema 2.4. P.2.6 De acuerdo con el modelo de cebolla para jerarquizar el orden de disenD de los equipos de una planta, indicar para cad a caso el orden en que debenin disenarse cada uno de los modulos que la conforman: a) Un reactor isotermico que efectua una reaccion exotermica, la bomba de alimentacion de reactantes, el sistema de enfriamiento del reactor y el enfriador de producto. b) Una caldera generadora de vapor de alta presion, el tanque separador vapor / agua, el precalentador de agua y el tanque de suministro de aditivos a la caldera. c) Un reactor de sintesis, su valvula controladora de presion, el compre-230-


sor de carga, el compresor de recirculacion, el enfriador de producto y un segundo reactor de acabado. d) La oHa para preparar mole, el sistema de preparacion y mezcIado de chiles y otros ingredientes, la estufa, el plato donde se servini el mole, el destapador de refrescos y la maquina para elaborar las servilletas. P. Capitulo 3

P.3.1 Tomando como referencia la figura 3.5, indicar cua! es el gradiente y que forma tendra la figura gradiente vs costos, para: a) Un proceso de extraccion liquido-liquido por etapas b) La compresion de un gas en varias etapas c) Un sistema de varios reactores de tanque agitado en serie P.3.2 Se requiere comprimir gas natural (esencialmente metano) de 40 a 340 psia. Si se desea que los compresores tengan una eficiencia minima de 80%, determinar el tipo de compresor por utilizar y el numero de etapas que se requieren, asi como la presion de descarga que se obtiene en cada una de ellas. P.3.3 Para enfriar un gas caliente se cuenta con medios de enfriamiento posibles, un gas y un liquido frios, ambos del mismo costo. l Cual medio de enfriamiento se recomendaria para una mejor economia del proceso? P.3.4 Explorar las razones (de proceso, mecanicas, estructurales, etcetera) para explicar la regIa heuristica numero 57. P.3.5 Se de sea separar en todos sus componentes la siguiente mezcIa con la composici6n que se senala: % mol 2

Hidr6geno (H2) Metano (CH 4) Etano (C2H 6) Etileno (C2H 4) Propano (C3H8) Propileno (C3H6) Gasolina (Cs+)

12 7

50 5 15 9

-23 1-


Tomando como base la regIa heuristica numero 65, establecer la secuencia de separaci6n. La reformaci6n de la gasolina natural produce la mezcla BTX (benceno, tolueno, xilenos), que es base de la industria petroqufmica de los aromaticos. En cierto proceso se produce una mezcla que contiene 60% benceno, 10% tolueno y 30% xilenos que se separaran por destilaci6n en dos columnas. Establecer la secuencia de separaci6n en cad a columna y explicar que reglas heuristicas se aplicaron.

P. Capitulo 4 P.4.1 En la producci6n de acido sulfurico se lleva a cabo la oxidaci6n de 502 de acuerdo con la reacci6n:

Se tiene el siguiente esquema de reactores isotermicos:

Reactor I: Al reactor I se alimenta de una mezcla que contiene 20 g mol de 502 Y 50 g-mol de 02 (corriente 1). Despues de llegar al equilibrio se obtiene a la salida del reactor una corriente 2 que al analizarse se obtienen 13.5 g-mol de 503• Las condiciones de operaci6n son P= 1atm. Y Temp= 960°K.

Reactor II: La mezcla obtenida en el reactor I se separa (separador) para obtener 503 puro (corriente 3) y por abajo una mezcla de reactantes que no reaccionaron (corriente 4). La corriente 4 alimenta al reactor II, del cual se conocen los siguientes datos: P= 1 atm., T= 1 OOooK y Kp= 3.6. 5uponiendo que en ambos reactores se llega al equilibrio, calcular: a) Composici6n de los gases a la salida del reactor I. b) Los val ores de Kp y Kc en el reactor I. c) La composici6n de los gases que se obtienen en el reactor II. d) El efecto de introducir nitr6geno en la carga fresca.

PA.2 Considerar las siguientes reacciones en fase gaseosa:

-232 -

Problemas de aplicacion

A+B-+C+D A + C-+ 2 E

K1 = 2.667 K2 = 3.200

Si la presion es de 10 atm: a) Calcular la composicion en equilibrio. b) Cual es el efecto en la produccion de C por la introduccion de un gas inerte y por el aumento de presion. P.4.3 En la hidratacion del etileno en fase gaseosa para formar etanol, se lleva a cabo la siguiente reaccion:

Se alimenta a un reactor una mezcla con la siguiente composicion: 1 g-mol de C 2H 4 ; 5 g-mol de H 20 y 4 g-mol de C2H 6 . Esta mezcla se alimenta a

4000K y 10 atm. a) Calcular la conversion de C2H 4 si la reaccion procede isotermicamente. b) Indicar el efecto que tendrfa sobre la conversion la eliminacion del C2H 6 en la alimentacion. c) Indicar el efecto que tendria el aumento de presion y el aumento de la temperatura de reaccion en la conversion. Datos termodinamicos: ~HR ~GR

= -10939 = 28.6T (OK) - 9 740

(cal/mol) (cal/mol)

P.4.4 El butadieno puede prepararse por deshidrogenacion catalitica gaseosa del I-buteno, de acuerdo con la reaccion:

Para evitar reacciones laterales indeseables el I-buteno se diluye con vapor de agua antes de pasar al reactor. Calcular la temperatura a la que debe operarse el reactor isotericamente para convertir 30% de I-buteno butadieno si la presion de operacion es de 2 atm y la alimentacion consiste de 12 moles de vapor de agua y 1 mol de I-buteno. -233-


Datos de energias libre de formaci6n, temperatura:

Butadieno 1-buteno

46780 36070

50600 42730

~Gof

(cal/mol) en funci6n de la

54480 49450

58400 56250

P.4.5 En la producci6n de 6xido de etileno (OE) se Bevan a cabo fundamentalmente las siguientes reacciones entre el etileno (E) y el oxigeno (02)' E + 1/2 02 ~ OE (LlliR = - 25500 cal/mol) E + 202 ~ 2H2 0 + CO 2 (LlliR = - 316 220 cal/mol)

La producci6n de CO2 es indeseable en el proceso. a) Hacer una discusi6n sobre las condiciones mas adecuadas de presi6n, temperatura, relaci6n E/02 en la alimentaci6n e introducci6n de componentes inertes que favorezcan la producci6n de OE e in hi ban la formaci6n de CO2, b) Indicar cmil es el tipo de arreglo de reactores mas adecuado para este sistema (basarse en datos cineticos de ambas reacciones). P.4.6 Para la producci6n de 6xido de etileno discutida en el problema anterior, se tienen las siguientes condiciones reales en el diseno de la planta: a) Presi6n = 20 kg/ cm2 . b) Temperatura = 250°C. c) Relaci6n molar (E/OV = 12. d)Tipo de reactor: catalitico con envolvente y multitubular con 13 000 tubos. e) Enfriamiento del reactor: Por medio de generaci6n de vapor de alta presi6n. £) Conversi6n de E =7% Y Selectividad a OE = 80%. Hacer una amplia discusi6n sobre los criterios en los que se ha basado cada una de las condiciones anteriores. P.4.7 Para el proceso de producci6n de OE discutido en el problema anterior, analizar y discutir por que se opera con una conversi6n tan baja; (limi-234-


taciones termodimimicas, cineticas, de separaci6n de productos, de seguridad, etcetera).lCual sera el efecto de aumentar la conversi6n, por ejemplo, a 20%? lEs esto posible? P.4.B Se tiene un reactor de tanque agitado en el que se realiza una reacci6n cuyo calor de reacci6n es practicamente nulo. Los reactantes se encuentran inicialmente a 30°C y se calientan utilizando vapor de agua que se condensa en los serpentines a 3 atm. Si la velocidad de transferencia de calor en el serpentin esta dada por la ley de calentamiento de Newton:

.d..Q.= h (Tvap - Treact) dt Donde Q es el calor transferido, h es el coeficiente de transferencia de calor, Tvap es la temperatura del vapor de calentamiento y Treact la temperatura del reactor. El flujo de los reactantes (y productos) es de 600 kg/h Y la capacidad del reactor es de 2000 kg; la potencia del agitador es de 1.5 HP con una eficiencia de O.BO y el coeficiente de transferencia del serpentin es de 250 BTU/h-°F. La capacidad calorifica media de la mezcla en el reactor es de 0.6 BTU/lb°F. a) l Cuanto tiempo se requiere para calentar la mezcla reaccionante a BO°C? b) lCual es la maxima temperatura que se puede alcanzar en el reactor? C) Si en lugar de serpentin se utiliza una camisa de enfriamiento, indi-

car si el proceso de transferencia de calor es mas eficiente al utilizar un aceite caliente a 90°C como media de calentamiento (Sugerencia: buscar datos del coeficiente de transferencia de calor h tipicos para la camisa de enfriamiento).

Figura P.4.S Esquema de reactor agltado con serpenUn de calentamlento.

-235-


P.4.9 Considerar el siguiente sistema de reaccion, en el cual todos los componentes se encuentran en fase liquida: A

~

•

B

C~

(Exotermica de segundo orden) D (Muy endotermica de primer orden)

Establecer cmil es el arreglo y tipo de reactores mas conveniente para realizar la reaccion. P. Capitulo 5

P.5.1 Proponer un metoda de separacion "logico" para eliminar tolueno (que tiene una concentracion de 1 % mol) de aire atmosferico. P.5.2 El propano y el propileno se separan por fraccionamiento en columnas de destilacion que normalmente requieren mas de 100 platos, por 10 que es muy alto el costa de esta separacion. Proponer procesos de separacion altemos y el esquema de disefio de proceso, para eva]uar su factibilidad economica comparada con el proceso actual. P.5.3 El p-xileno es un compuesto de gran valor en la industria petroquimica, se produce por alquilacion del benceno. En la reaccion quimica se produce una mezcla de los tres isomeros del xileno y etilbenceno, esta mezcla es muy dificil y costoso separar para obtener el p-xileno con la pureza requerida en procesos posteriores. Con base en la informacion siguiente de propiedades termofisicas, hacer una propuesta de posibles procesos de separacion y la secuencia de separacion mas adecuada:

-236-


Tabla P. 5.3 Propiedades de componentes Cs

etilbenceno

o-xileno

£-xileno

£-xileno

Temperatura de ebullici6n (OF)

291.2

282.7

281.3

277.2

Temperatura de congelaci6n (OF)

-13.4

54.2

55.9

-138.8

0.0894

0.0883

0.0885

0.0882

Densidad a 20°C (g/ cm3) 0.8802

0-8642

0.8610

0.8670

dT/ dP (OF/ mm Hg)

Constante dielectrica

2.26

2.24

2.23

2.24

Momento dipolo 10-18 ue

0.62

0.36

0.0

0.0

0.082

0.061

0.052

0.001

Viscosidad gr/cm-seg

P.5.4 Para separar la mezcla del problema 5.3 se utiliza comercialmente la cristalizaci6n fraccionada 0 la adsorci6n. Explicar las razones para la utilizaci6n de estas operaciones. P.5.5 El destilado producto de una columna de fraccionamiento propanopropileno contiene 99% mol de propileno, 0.7% mol de propano y 0.3% mol de n-butano. l Cual debe ser la presi6n de operaci6n de la columna si se utiliza agua de enfriamiento en el condensador? P.5.6 La separaci6n del metano e hidr6geno (gas residual) de otros hidrocarburos se realiza par destilaci6n. Si el destilado producto contiene en mol 85% de metano, 12% de hidr6geno y 3% de etano, indicar por que no es posible utilizar agua de enfriamiento como medio refrigerante. lQue refrigerante se recomendaria? P.5.7 El gas residual de plantas petroquimicas esta formado generalmente por una mezcla de hidr6geno y metano, ambos compuestos muy volatiles. En una planta el gas residual contiene 80% de metano y 20% de hidr6geno y se desea separar ambos componentes. Analizar la posibilidad de separarlos -237-


por destilacion fraccionada; lcuales serian las condiciones de temperahlra y presion en la columna? Averiguar cual es el proceso de separacion de esta mezcla y explicar las propiedades termofisicas que se utilizan para esta separacion. (Sugerencia: obtener las condiciones criticas de cada componente y analizar su comportamiento en un diagrama de Molier, presion-entalpia). P.5.8 En el mejor de los casos, la eficiencia termodinamica de la destilacion es apenas 10-lS%. Sefialar por que se tiene este valor tan bajo y que factores (propiedades de fluidos y de disefio del equipo) determinan la eficiencia de esta operacion. De acuerdo con este analisis,lcomo es la eficiencia de la extraccion liquido-liquido con respecto a la destilacion? P. Capitulo 6

P. 6.1 En una planta de separacion de hidrocarburos de pirolisis se tiene un sistema de destilacion a baja temperatura, como se muestra en la figura P. 6.1. Calcular el requerimiento mfnimo de servicios mos y calientes y la localizacion del punto de pliegue, considerando que el valor de la ~T min= SoC

-20'

Columna 2

20'

Figura P. 6.1 Esquema de dos columnas de destJ/acl6n en serle.

P.6.2 Se tiene un reactor que opera isotermicamente a 2S0°C, al cual se alimenta la carga a la misma temperatura, por 10 que esta debe calentar-


se previamente pues se recibe de lfmites de bateria a 70°C. EI efluente del reactor que sale a 250°C debe enfriarse hasta 80°C para su procesamiento posterior, como se muestra en la figura P.6.2.

Figura P.6.2 Esquema de reactor con precalentador y posenfrlador.

Establecer el diagrama de integraci6n termica sugerido y la carga termica que debe suministrase con servicio frio (agua de enfriamiento) y caliente (vapor). P. 6.3 Se tiene una planta quimica en la cual se cuenta con dos corrientes calientes y dos corrientes frias susceptibles de intercambiar calor entre ellas para ahorrar energia termica. Sus datos son los de la tabla P. 6.3. Tabla P.6.3 Datos termicos de la planta.

No. Corriente

1 2 3 4

FC

Servicio

(kW/~C)

Tentrada

3 1 2 5

190 130 20 80

Efluente de reactor Descarga de compresor Carga a horno Alimentaci6n a columna de destilaci6n

(0C)

Tsalida

(0C)

70 30 140 150

Si el acercamiento dT min= 10°C, obtener la minima carga termica y latemperatura de pliegue. Obtener el esquema de proceso de integraci6n termica para la maxima recuperaci6n de energia arriba y abajo del punto de pliegue. lCual es el efecto (en tamano de equipo y ahorro de energia) al disminuir el valor del acercamiento minimo d T min a 5°C? l CuM valor de los dos analizados seleccionaria en el disefio final de la planta? P.6.4 Se tiene una planta de refinaci6n de petr6leo en la eual se euenta con cuatro corrientes ealientes y tres eorrientes frias que deben inter-239-


cambiar en forma 6ptima para que el proceso sea rentable. Sus requerimientos para enfriarse 0 calentarse se muestran en la tabla P.6.4. Tabla P.6.4 Datos termicos de fa planta de refinaci6n.

No. Corriente 1 2 3 4 5 6 7

Servicio

FC (kW/gq

Efluente de homo Fondos de columna fraccionadora l a • Extracci6n lateral de columna fraccionadora 2a . Extracci6n lateral de columna fraccionadora Alimentaci6n a columna fraccionadora Alimentaci6n al homo Producto de la planta

Tentrada

Tsalida

4 2 1

240 200 170

110 80 80

1

145

80

4

70

170

3 1.5

30 100

90 30

(oq

(oq

Si el acercamiento d T min = 5°C, obtener la minima carga termica y la temperatura de pliegue. Obtener el esquema de proceso de integraci6n termica para la maxima recuperaci6n de energfa arriba y abajo del punto de pliegue. P. Capitulo 7

P.7.1 Muchas operaciones de las plantas quimicas requieren que los recipientes y las tuberias sean purgados 0 llenados con material inerte. Por ejemplo, si se va a abrir un recipiente que'contenia materiales toxic os 0 inflamables para darle mantenimiento 0 repararlo, es necesario purgarlo antes de que los operadores puedan introducirse en el. Para ello habra que bloquear las tuberias que entran en el recipiente 0 salen de el, y por 10 menos las partes del recipiente que esten abiertas a las tuberias que deberan purgar tambien. El purgado debe continuar hasta que la atm6sfera dentro del recipiente pueda respirarse sin peligro. Si la sustancia quimica del recipiente es inflamable, el purgado debera realizarse en dos pasos: primero, el material inflamable se purga del recipiente con un gas inerte como el nitrogeno, y este se purgara luego con -240-


aire. Cuando se pone inicialmente en servicio un recipiente que servinl para almacenar 0 procesar sustancias inflamables, es preciso purgarlo con un gas inerte antes de introducir la sustancia inflamable en el. Este paso es necesario para asegurar que no se formara una mezela inflamable de la sustancia y el aire del tanque. Sea cual fuere el metodo empleado para purgar el equipo, el paso final debenl ser la verificacion de la atmosfera dentro del equipo, con el fin de cerciorarse de que la concentracion de la sustancia t6xica 0 inflamable se redujo a niveles seguros. Si se va a entrar en un tanque se debenl comprobar ademas la concentracion de oxigeno antes del ingreso. En algunos casos la medicion de las concentraciones residuales es obligatoria por ley, y siempre es necesaria para una pnictica adecuada. Suponga que se va a purgar con atmosfera inerte un tanque de 150 ft3 que contiene aire, hasta una concentracion de oxigeno de 1 %. Se cuenta con nitrogeno puro para realizar el trabajo. El tanque tiene una presion de trabajo maxima permisible de 150 psia, por 10 que puede utilizarse uno de dos metod os. En el primero, el aire se purga con una corriente continua de nitrogeno: simplemente se deja que el nitrogeno fluya al interior del tanque a presion practicamente atmosferica. Se supone que el nitrogeno se mezela rapidamente y por completo con el aire del tanque, asi que el gas que sale del tanque tiene la misma concentracion de oxfgeno que el gas del interior del tanque. Con la segunda tecnica el tanque se presuriza con nitrogeno, la corriente de entrada de nitrogeno puro se cierra y se deja que la mezela de gases del tanque salga hasta restablecerse la presion atmosferica en el interior. Si se emplea la tecnica de presurizacion es posible que se requieran varios cielos, volviendo el tanque a presion atmosferica al final de cad a cicIo. Se supone que el mezelado es completo en cad a cielo. En este problema puede suponerse que tanto el nitrogeno como el aire se comportan como gases ideales y que la temperatura permanece en Soop durante todo el proceso. Determine el volumen de nitrogeno (medido en condiciones estandar de 1.0 atm y O°C) requerido para purgar el tanque al emplear cada una de las dos tecnicas mencionadas. En el caso de la tecnica de presurizacion, suponga que la presion dentro del tanque se eleva a 140 libras/pulg2 (un poco menos que la presion de trabajo maxima) con nitrogeno y que luego regresa a 0 libras/pulg2 (Este problema se adapto -241-


del libro Principios btisicos y ctilculos en ingenieria quimica, Himmelblau, D.M., 6a • Ed., Prentice Hall, 1996.) P.7.2 En una planta de refinerfa en la que se separan las fracciones del petr6leo por destilaci6n al vacio, se ha disenado una linea de transferencia por la que fluye el petr61eo crudo caliente de un homo a la columna. Al arrancar la planta se observa una cafda de presi6n y una formaci6n de gases inesperadamente altos, 10 cual no permite llevar la planta a su capacidad nominal. Establecer un diagrama de actividades para realizar la auditorfa operativa del proceso y sugerir el perfil de los miembros del equipo que realizara la auditoria.

P. Capitulo 8 P.8.1 EI costo de inversi6n de una planta (A) que produce 200 000 toni ano de eti1eno fue de 45 MMUSD en 1974. Encontrar el costo de inversi6n de una planta B del mismo tipo en 2004, si su capacidad sera de 300 000 toni ano. Considerar el exponente de capacidad igual a 0.6. P.8.2 Se va a adquirir un sistema para la purificaci6n por destiIaci6n de una mezcla de acetona y cloroformo. El equipo de procura ha obtenido los siguientes estimados de costa de los equipos individuales: Torre de destilaci6n Condensador de domos Rehervidor Separador de destilado

$2200000 $ 350000 $ 520000 $ 185000

El capital requerido se obtiene mediante un financiamiento bancario por tres anos, con una tasa de in teres constante de 6.5% anual. Calcular el valor de los tres pagos anuales que deberan hacerse al banco. P.8.3 Un proyecto para producir una especialidad petroqufmica se planea para un horizonte de vida de 10 anos, en un ambiente financiero que se maneja con una tasa de interes de 6% a 10 largo de ese horizonte. Una vez realizada la ingenierfa conceptual y la preingenieria basica, se tiene el siguiente estimado de flujo de efectivo durante el proyecto:

-242-


Ano

Flujo de efectivo (MM $)

o

-24 -58

1 2 3 4

o 8

10 14

5 6 7 8 9

23 27 33 35 30

10

Calcular el valor presente neto (VPN) y la tasa interna de retorno (TIR) del proyecto y, con base en los resultados obtenidos, establecer su viabilidad econ6mica. P.8.4 Un proyecto para producir un nuevo f
Ano

o

1 2

Flujo de efectivo (MM $) Inversi6n 1.2

3 4

1.7 2.3 3.0

5

3.2

. a) Estimar cual debe ser la inversi6n maxima en el proyecto si se quiere obtener una TIR minima de 18%. b) En las condiciones del inciso (a), calcular el VPN del proyecto.

-243-


P.8.5 Una empresa vidriera debe desarrollar un proyecto de inversion en este afio, para 10 cual cuenta con dos nuevas posibles plantas A y B, como opciones tecnologicamente factibles, de las cuales debera seleccionar solo una de ellas. El costo de inversion de ambas plantas es de 30 MM USD Y la tasa de interes anual sera de 4.5%. Los flujos de efectivo para cada proyecto se han estimado de la siguiente forma:

Afio

o 1 2 3 4 5

~Cual

Flujo de efectivo anual (MM USD) Proyecto A Proyecto B -30 -30 4.8 19.5 8.4 15.6 4.0 4.0 5.2 2.8 19.2 4.8

es el proyecto mas atractivo?

-244-

Siglas y abreviaturas indice de figuras ,

Indice de tablas

Siglas y abreviaturas A A AD C C CAT Cp CP Cv

CfA D

Ei F F FEAD FER H HETP HP HPT

IB IE IF Ki Kp L LHSV

ND NE NY P P P PE

Q Q Qb QUIM R RC Rmin S T Tint

Area de transferencia de calor Pagos anuales Aditivos Componentes del sistema Corriente Catalizador Capacidad calorifica a presi6n constante Producto Cp x m Capacidad calorifica a volumen constante Costo total anual Diametro 0 flujo de destilado Conversi6n del componente i Flujo Valor futuro del capital Flujo de efectivo anual descontado Flujo de efectivo real Entalpia Altura equivalente de un plato te6rico Potencia Potencia te6rica Costo del equipo a la capacidad base Costo de equipo Inversi6n fija Constante de equilibrio del componente i Constante de equilibrio quimico Longitud Espacio velocidad Grados de Jibertad Variables independientes Variables factibles Fases del sistema Presi6n Valor presente del capital Potencial econ6mico Calor Capacidad del equipo Capacidad del equipo base Quimicos Reflujo Relaci6n de compresi6n Reflujo minimo Corriente de proceso Temperatura Temperatura del intervalo

-247-

SigJas y abreviaturas

TlR

TSat U

VPN W Wcomp Wr Wturb b c d fI

fi h

k k m

myn n

n nI nT r

rev s

ue x

Tasa intema de retorno Temperatura de saturaci6n Coeficiente global de transferencia de calor Valor presente neto Trabajo Trabajo del compresor Trabajo reversible Trabajo de la turbina Disponibilidad temlodinarnica Concentraci6n Numero de variables intensivas Factor de instalaci6n de equipo Fracci6n liquida de la etapa i Entalpia especifica Tasa de interes anual Constante de velocidad de reacci6n Relaci6n Cp / Cv Flujo masico 6rdenes de reacci6n Ano en que se calcula el valor futuro Numero de moles Nlimero de moles de inerte Numero de moles totales Velocidad de reacci6n Reversible Entropia especffica Unidades electrostaticas Fracci6n mol

Letras griegas ex Volatilidad relativa ex Coeficiente estequiometrico II Coeficiente estequiometrico y Coeficiente estequiometrico a Coeficiente estequiomerrico 11 Incremento de .. . p Densidad Unidades gpm B BHP BPD MMPCSD SCFM

Galones/rnin Barriles Caballos de fuerza al freno Barriles por dfa ~1illones de pie3 estandar/ dia Pie3 estandar/ min

-248-

Lista de figuras

indice de figuras 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7

Elementos de un proceso fisicoquimico. El proceso como sistema economico. Arquitectura conceptual de un proceso. Topologia de un proceso. El problema del diseno de procesos. El proceso de diseno en un proyecto industrial. Ejemplo de secuencias de un proceso de diseno.

22 22 23 24 25 26 28

2.1 2.2 2.3 2.4 2.5 26 27 2.8 2.9 2.10 2.11 2.12 2.13 214 2.15 216 2.17

Modelo de cebolla para establecer una estructura irreductible. Unidad de mezclado simple. Modelo para la unidad de mezclado. Unidad flash. Modelo para la unidad flash. Esquema del reactor. Modelo para el reactor. Diagrama de flujo del ejemplo. Diagrama de bloques del ejemplo. Diagrama preliminar de una unidad de destilacion. Version revisada del diagrama de Ja figura 2.10. Diagrama de control de la unidad de destilacion. Version revisada del diagrama de la figura 2.12. Simbologia de equipo de proceso. Diagrama de flujo de proceso. Seccion criogenica. Diagrama de flujo de proceso de unidad alquiladora de tolueno. Planta de eliminacion de CO2 ,

32 35 37 37 39 39 40 42 42

3.1 3.2 3.3 3.4 3.5

Dimension de equipo vs gradiente en un proceso. Relacion area vs gradiente de temperatura en un cambiador de calor. Gradiente vs reversibilidad. El dilema en la seleccion del gradiente. Solucion al dilema universal de los procesos.

66 67 68 69 70

4.1 4.2 4.3 4.4 4.5 4.6 4.7 4.8

Prop6sito del sistema de reaccion. Condicion del equilibrio quimico. Conversion, selectividad y rendimiento de una reacci6n quimica. Modelos de reactores ideales. Esquema para reacciones mixtas. Seleccion del tipo de reactor. Intercambio de calor en reactores agitados. Intercambio de calor en reactores de flujo tap6n.

85 86 91 97 100 101 103 104

5.1 5.2 5.3

Esquema conceptual de los procesos de separacion. Ejemplos de separacion de mezclas heterogeneas y homogeneas. Procesos de asentamiento de mezclas heterogeneas.

107 108 110

-249-

46

47 48 49 50 54

55 56

Diserio de Procesos en ingenieria Qufmica

5.4. 5.5. 5.6.

Esquema del separador cicl6nico. Determinaci6n de la presi6n de operaci6n de una columna de destilaci6n. Determinaci6n del reflujo 6ptimo en destilaci6n.

111 115 116

6.1.a 6.1.b 6.2 6.3 6.4 6.5 6.6 6.7 6.8 6.9 6.10 6.11 6.12 6.13 6.14 6.15 6.16

Relaci6n temperatura-entalpia de un fluido. Relaci6n entalpia-temperatura de un fluido. Requerimientos de calor en un proceso. Suministro y eliminaci6n de calor sin integraci6n termica. Suministro y eliminaci6n de calor con integraci6n termica. Diagrarna de proceso. Representaci6n de maIlas de la red de intercambio termico. Construcci6n de la curva compuesta caliente. Curvas compuestas caliente y £ria. Curva gran compuesta para maxinla produccion de vapor de baja presion. Curva gran compuesta. Curvas compuestas y concepto de punto de pliegue. Malla de intercambio de calor sobre el punto de pliegue. Reglas del CP para el disefto de la red. Malia de intercambio de calor abajo del punto de pliegue. Representaci6n a mallas de la red integral de intercambio de calor. Diagrama de flujo de la red 6ptinla de intercambio de calor.

123 124 125 126 127 128 129 131 132 136 137 138 139 140 141 143 144

7.1 7.2 7.3 7.4 7.5

Diagrama de proceso para hidrotratamiento de naIta. Operaci6n anormal falla del turboexpansor en una planta criogenica. Sistema de deshidrataci6n de una planta recuperadora de etano y Iicuables. Endulzamiento de etano. Secuencia de actividades para la ejecucion de una auditoria operativa.

151 156 160 162 171

8.1 8.2 8.3 8.4 8.5 8.6 8.7 8.8

Representaci6n de un proceso en terminos economicos. Componentes de costos e ingresos. Componentes de los gastos de inversion. Evolucion del valor del dinero en el tiempo. Flujo de capital en la vida de un proyecto. Patron tipico de flujo de efectivo. Valor del dinero para diferentes proyectos de inversi6n. c:alculo del Valor presente neto.

175 176 178 181 183 184 185 188

9.1 9.2 9.3 9.4 9.5 9.6 9.7 9.8 9.9 9.10 9.11 9.12

Trabajo potencial del gas a presi6n. Trayectorias de enfriamiento del gas. Esquema del Cicio de Unde simple. Representacion en el diagrama p-H del Cicio de Linde simple. Relaci6n entropia vs. entalpia para metano a 800 psia. Condiciones de proceso del Cicio de Unde. • Subsistema para el balance de energia. Compresi6n del gas de carga. Esquema de proceso del Cicio de Linde de alta presi6n. Diagrarna presi6n-entalpia del proceso de Linde a alta presi6n. Subsistemas para el balance de energia. Trabajo requerido en funcion de la presi6n intermedia.

196 198 199 199 203 204 204 207 208 208 210 212

-250-

Lista de figuras

9.13 9.14 9.15 9.16 9.17 9.18 9.19

Cicio de Linde simple con preenfriamiento con refrigerante. Licuefacci6n con generaci6n de trabajo de expansi6n. Cicio de Claude con expansor y preenfriador. Integraci6n mecanica del Cicio de Claude. Cicio de Claude con expansor sin preenfriamiento. Diagrama p-H del Cicio Claude con expansor. Cicio de licuefacci6n con refrigeraci6n en cascada .

P.1.2 P.2.1

Esquema simplificado de una planta de etileno. Esquema simplificado de una planta de sintesis de amoniaco. Esquema simplificado reacci6n-separaci6n-recirculaci6n. Esquema de reactor agitado con serpentin de calentamiento. Esquema de dos columnas de destilaci6n en serie. Esquema de reactor con precalentador y posenfriador.

P~2

P.4.8 P.6.1 P.6.2

214 217 217 218 218 219 223 227

228 229 23S 238 239

indice de tablas 21 4.1 4.2

Variables y parametros del proceso Efecto de variables de proceso en la conversi6n al equilibrio. Conversiones sugeridas en reactores quimicos.

7.1 7.2

Programa de operaci6n de los deshidratadores. Corriente de proceso para control analitico.

159 161

9.1 9.2 9.3 9.4

Entalpia vs entropia para metano a 800 psia. Balance de masa global. Selecci6n de la presi6n intermedia para diferentes presiones de la carga. Consumos de trabajo en funci6n del gasto de gas en la turbina.

203

P.2.1 P.5.3 P.6.3 P.6.4

Matriz de incidencia del proceso Propiedades de componentes Cs Datos termicos de la planta Datos termicos de la planta de refinaci6n

230 237 239

-251-

43 90 96

209 213 221

240

Esta obra se termino de imprimir en julio de 2007. en los Talleres de Publidisa Mexicana SA de CV Calzada Chabacano N° 69, Planta Alta Colonia Asturias Deleg. Cuauhtemoc 06850 Mexico DF www.publidisa.com

Para su composicion se utilizaron los tipos Arial, Book Antiqua, Eras, Georgia, Symbol, WP MathA y Blippo.

Diseño de Procesos en Ingeniería Química Enrique Aguilar Rodriguez

Recommend Documents