Proceso De Producción De Amoniaco

PROCESO DE PRODUCCIÓN DE AMONIACO

BARRIOS TAPIAS SHIRLEY MARGARITA BUELVAS MERCADO TATIANA ELENA CABARCAS BELTRAN DAVID ANDRES CARROLL JIMÉNEZ JULIO CÉSAR

PROCESO DE PRODUCCIÓN DE AMONIACO

MECÁNICA DE FLUIDOS, TRANSFERENCIA DE CALOR Y TERMODINÁMICA.

BARRIOS TAPIAS SHIRLEY MARGARITA BUELVAS MERCADO TATIANA ELENA CABARCAS BELTRAN DAVID ANDRES CARROLL JIMÉNEZ JULIO CÉSAR

PRESENTADO A: ING. MELANIO CORONADO DISEÑO DE PLANTAS II

UNIVERSIDAD DEL ATLÁNTICO FACULTAD DE INGENIERÍA PROGRAMA DE INGENIERÍA QUÍMICA BARRANQUILLA, SEPTIEMPRE DE 2010.

INTRODUCCIÓN La energía juega un papel importante en la industria de los procesos químicos ya que de ahí depende que la planta comience a marchar. En este trabajo se hace uso de los balances de energía para determinar las consideraciones económicas en un proceso de producción de amoniaco de 50000 ton/año, Existen diversos métodos para la síntesis del amoniaco en este caso a partir de carbón, este se convierte en un gas de síntesis que contiene monóxido de carbón e hidrogeno, adicionando nitrógeno y removiendo el monóxido de carbón que contiene el gas de síntesis, y utilizando metano como gas inerte. El caso anterior es el de interés en el presente informe, estudiando todos y cada uno de los equipos que intervienen en el proceso como intercambiadores, separadores, compresores, válvulas y el reactor. Esta clase de trabajos ayudan a desarrollar las capacidades de diseño de los estudiantes, siendo este trabajo una continuación de uno realizado con anterioridad en el cual se tomaron como base los balances de materia. Como se mencionó anteriormente en el presente trabajo, se realizó un análisis económico basado en los balances de materia y energía de las unidades del proceso y se encontraron las condiciones óptimas de operación de acuerdo a los requerimientos de demanda y la materia prima disponible, empleando para ello la determinación de los grados de libertad y posteriormente la manipulación adecuada de las ecuaciones planteadas para obtener la solución. Para todo lo anterior se hace necesario que los estudiantes de ingeniería química desarrollemos capacidades para el diseño de procesos y de la realización del respectivo análisis económico.

OBJETIVOS

Objetivo general: 

Diseñar una planta para la producción de 50000 ton/año de amoniaco a partir de un gas de síntesis.

Objetivos específicos: 

Plantear un sistema de ecuaciones que demuestren el desarrollo del proceso de producción de amoniaco.



Resolver mediante la ayuda de lenguajes de programación (matlab) los diversos cálculos para la obtención del análisis económico de las diferentes opciones del proceso.



Diseñar los equipos necesarios para cumplir con los requerimientos establecidos posteriormente.



Hacer un análisis económico que nos permita establecer qué tan rentable puede ser este proceso o no.

DESCRIPCIÓN DEL PROCESO El gas de síntesis está disponible a una presión de

y

. Este es

mezclado y comprimido con una corriente de reciclo, y es calentado o enfriado a para ser alimento a reactor. El reactor opera adiabáticamente. El efluente del reactor es enfriado, la presión es reducida por una válvula y la corriente es parcialmente condensada, la cual es rica es amoniaco. Luego, es separada en un separador flash, produciendo amoniaco líquido y gases ligeros. Para prevenir que la corriente de recirculado se acumule, una fracción de los gases ligeros se extrae en una purga, y los gases ligeros que permanecen son recirculados y y mezclado con la corriente de alimento.

 Descripción de las corrientes del proceso

CORRIENTE 1: Contiene el gas de síntesis (72 mol% de H2, 24 mol% de N2, y 4 mol% de CH4), el cual es transportado al mezclador. Tiene una presión de 1000 kPa y una temperatura de 200 °C.

CORRIENTE 2: Esta corriente contiene la mezcla del gas de síntesis junto con el recirculado y es transportada hacia el compresor (C-601).

CORRIENTE 3: Incluye la mezcla del gas de síntesis alimentado y la del recirculado a una presión aproximadamente de 3900 kPa. Esta es transportada hacia el enfriador (E-601).

CORRIENTE 4: Esta corriente abarca el gas de síntesis pre enfriado a una temperatura de 50 °C y es enviado al segundo compresor (C-602).

CORRIENTE 5: Contiene la mezcla del gas de síntesis a una presión de 15035 kPa y es enviada al enfriador o calentador (E-602).

CORRIENTE 6: Esta corriente contiene una presión de 15000 kPa y una temperatura de 350 °C y es enviada hacia el reactor.

CORRIENTE 7: Incluye como producto el amoniaco, los reactivos que no reaccionaron junto con el gas inerte. Esta es transportada hacia un enfriador.

CORRIENTE 8: Contiene el efluente del reactor a una temperatura de 15 °C y es transportada hacia la válvula de expansión.

CORRIENTE 9: Esta corriente comprende el efluente del reactor en una mezcla liquido-vapor y a una presión de 1050 kPa. Es enviada hacia el separador (V-601).

CORRIENTE 10: Incluye como producto de fondo el amoniaco (50000 Ton/y) más alguna fracciones de metano, hidrogeno y nitrógeno.

CORRIENTE 11: Contiene como producto de tope los gases ligeros más algo de amoniaco esta es enviada hacia el divisor de corrientes.

CORRIENTE 12: Es usada como combustible para un horno. Contiene parte de los gases y no tienen ningún crédito.

CORRIENTE 13: Contiene el recirculado (gases) y es enviada al mezclador.

 Descripción de los equipos del proceso COMPRESORES (C-601/C-602) Estos comprimen el alimento para que la corriente de entrada del reactor tenga 15000kPa, El compresor consiste en dos etapas con idéntica relación de compresión. Los compresores son adiabáticos con una eficiencia del 65%. INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-601) Este es un interenfriador, enfría la corriente de alimento a 50°C usando agua de enfriamiento. La caída de presión es 35kpa. En los compresores no se obtiene fase liquida, por tanto la alimentación y la salida de este intercambiador de calor debe ser 100% de vapor.

INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-601) Este intercambiador de calor calienta o enfría la corriente de alimento del reactor a 350°C. La caída de presión es 35 kPa

REACTOR (R-601) Es un reactor adiabático. Es esencialmente un conducto empacado con catalizador. La presión de entrada es 15000 Kpa. la aproximación al equilibrio es de 10 °C, y la caída de presión es 50 kPa. La reacción que ocurre es reversible.

La constante de equilibrio sobre un amplio rango de temperaturas está dado por: [

]

INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-603) Este intercambiador de calor enfría y parcialmente condensa el efluente del reactor a la temperatura que condensa el amoniaco. La caída de presión es 35 kPa. La válvula posterior reduce la presión a la entrada del flash a 1050 kPa.

SEPARADOR DE FASES (V-601) Este tanque separa los gases ligeros del amoniaco. La caída de presión a través del tanque es 25kPa, con lo cual existe una caída de presión de 25kPa en la corriente de reciclo, el vapor existe en la corriente de tope y el líquido existe en la corriente de fondo, asuma un tiempo de residencia igual a 10 min, para realizar el dimensionamiento, posteriormente la relación entre el reciclo y al purga es de 9:1.

DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA Se requiere realizar la optimización de 3 mini diseños estos son: zona de alimentación, diseño del intercambiador de calor y de la zona de producción.

Mini diseño 1. Zona de alimentación (mecánica de fluidos y termodinámica). Se optimizara la sección de alimentación del proceso, el cual incluye la alimentación a compresores, el inter enfriamiento, y las corrientes de la 1 hasta la 5. Las condiciones del proceso deberán tomarse de la simulación del caso base (realizada en Matlab) y las propiedades del simulador Hysys. Para el intercambiador (E-601) el diseño en detalle se requiere en el mini diseño 2. Para la optimización, áreas de transferencia de calor (y subsecuentes costos) deberían ser estimados utilizando un coeficiente global de transferencia de calor de 60 W/m2°C

La función objetivo para la optimización debería ser el costo de operación anual equivalente (EAOC, $/y) para esta sección está definido como: (

*

Donde CAP ($) es el capital de inversión para compresores, intercambiador de calor y la tubería, AOC ($/y) es el costo de operación anual, el cual incluye costo de utilidades para el intercambiador de calor y compresores, y

( Dónde:

*

( [(

) )

]

(

) y

(

)

El diámetro optimo y el número de cedula para la tubería, el área de transferencia de calor, el calor del intercambiador, y la potencia del compresor que minimizan el EAOC debería ser determinado.

Mini diseño 2. Diseño del intercambiador de calor (E-601). Para el diseño del intercambiador de calor se requieren las condiciones de la simulación del caso base. Se debe asumir que el agua de enfriamiento está disponible a las condiciones especificadas en el apéndice de este proyecto. Para el diseño del intercambiador de calor, la siguiente información debería ser proporcionada. 

Diámetro de la coraza.



Numero de tubos y pasos por tubo.



Numero de tubos por paso.



Espaciado de tubo y arreglo (triangular/ cuadrado/…)



Numero de bafles por lado de la coraza y su arreglo.



Diámetro, espesor de la pared del tubo y longitud de los tubos.



Coeficientes de película alrededor de la coraza y de los tubos.



Calculo del coeficiente global de transferencia de calor.



Área de transferencia de calor.



Caída de presión en los tubos y coraza.



Materiales de construcción.



Costo aproximado del intercambiador.

Un detalle (esquema) del intercambiador de calor debería ser anexado junto los cálculos anteriormente establecidos.

Mini diseño 3. Zona de producción (termodinámica). Se optimizara el flash y el sistema de reciclo, el cual incluye las corrientes 8, 9, 11, 12 y 13 junto con C-601/602, E-601 y V-601. La función objetivo para la optimización debería ser el costo de operación anual equivalente (EAOC, $/y) para esta sección está definido como: (

*

Donde CAP ($) es el capital de inversión para compresores, intercambiador de calor y separador, AOC ($/y) es el costo de operación anual, el cual incluye costo de utilidades para compresores así como también el costo del alimento. Y

(

*

( [(

) )

]

Dónde: (

) Y

(

)

Las variables de optimización pueden incluirse, pero no están limitadas por la presión y temperatura del separador, y por la relación de reciclo a purga. El costo de equipo y de materia prima, valores del producto y eficiencias de equipos son encontrados en el apéndice. La termodinámica de la mezcla de amoniaco, nitrógeno, hidrogeno y metano que entra en el separador debería ser modelada con exactitud. Inexactitudes en la termodinámica del equilibrio líquido - vapor de esta mezcla puede conllevar a cálculos inexactos de la separación de fases y del costo global de la planta. Se realizara un

diagrama T- xy de los pares de componentes para encontrar las posibles presiones de operación.

ANALISIS DE GRADOS DE LIBERTAD DEL PROCESO  Punto de mezcla Variables Flujos

3C

Temperatura

3

Presión

3

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

G.L

2C + 6

 Compresor C-601 Variables Flujos

2C

Temperatura

2

Presión

2

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

Igualdad de entropías

1

G.L

C +3

 Intercambiador C-601 Variables Flujos

2C

Temperatura

2

Presión

2

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

G.L

C +4

 Compresor C-602 Variables Flujos

2C

Temperatura

2

Presión

2

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

Igualdad de entropías

1

G.L

C +3

 Intercambiador C-602 Variables Flujos

2C

Temperatura

2

Presión

2

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

G.L

C +4

 Reactor R-601 Variables Flujos

2C

Temperatura

2

Presión

2

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

Caída de Presión

1

G.L

C+3

 Intercambiador C-603 (Condensador Parcial) Variables Flujos

3C

Temperatura

3

Presión

3

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

Relaciones de equilibrio

C

Igualdad de temperaturas

1

Igualdad de presiones

1

G.L

C +4

 Válvula y separador de fases Variables Flujos

3C

Temperatura

3

Presión

3

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

Relaciones de equilibrio

C


1


1

G.L



C +4

Divisor de corriente Variables Flujos

3C

Temperatura

3

Presión

3

Calor

1

Ecuaciones Materia

C

Energía

1

Igualdad de concentraciones

C–1


1


1

G.L

C+5

BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA  PUNTO DE MEZCLA: B.M:

B.E:

Dónde:

Siendo: La entalpia ideal la cual es la suma de la entalpia estándar ( correlación de

) y la

en función de la temperatura.

La entalpia residual la cual se halla por la ecuación de Peng- Robinson. ∫

( )

(

)

Como se trata de una mezcla las propiedades se hallan de acuerdo a la contribución de cada componente.

 RELACIÓN DE COMPRESIÓN: Relación de compresión para el compresor C-601: ( ) Relación de compresión para el compresor C-602: ( ) De la ecuación ( )

( ) se tiene que: ( ) (

)

( )

Combinando las ecuaciones (3) y (4) se obtiene: (

)

( )

Si

Reordenado la ecuación:

Del proceso se conocen

, solo resta resolver la ecuación para hallar la

relación de compresión de cada compresor.

 COMPRESOR C-601: B.M:

B.E:

Para el cálculo del trabajo real del compresor, se asume que el gas sigue un comportamiento politropico ya que en la práctica usualmente la compresión de un gas no es completamente adiabática ni ideal. La eficiencia politropica está dada por:

Donde

es el flujo volumétrico a la entrada del compresor.

El coeficiente politropico

se puede estimar a partir de: ( ) ( ) [

Donde 65

( )

]

es la eficiencia isentropíca del compresor, la cual para este proceso es el

Para gases diatónicos se tiene que el valor típico para es

.

Por tanto, el trabajo real de compresor es:

[

( *

]

Además, se puede hallar la temperatura de salida por medio de la siguiente ecuación:

( *

 INTERCAMBIADOR E-601: B.M:

B.E:

Dónde:



La entalpia residual la cual se halla por la ecuación de Peng- Robinson.

Por tanto la ecuación queda expresada en la siguiente forma:

) y la

∫

( )

(

)


 COMPRESOR C-602: B.M:

B.E:

Para el cálculo del trabajo real del compresor, se asume que el gas sigue un comportamiento politropico ya que en la práctica usualmente la compresión de un gas no es completamente adiabática ni ideal. La eficiencia politropica está dada por:

Donde

es el flujo volumétrico a la entrada del compresor.

El coeficiente politropico es: ( ) ( ) [

( )

]

En donde para gases diatónicos se tiene que el valor típico para

es

y

es la

eficiencia isentropíca la cual es dada por el proceso. Por tanto el trabajo real de compresor es:

[

( *

]

Para este compresor se puede hallar la temperatura por medio de la siguiente ecuación:

( *

 INTERCAMBIADOR E-602: B.M:

B.E:

Dónde:



La entalpia residual la cual se halla por la ecuación de Peng- Robinson.

) y la

Por tanto la ecuación queda expresada en la siguiente forma: ∫

( )

(

)


 REACTOR R-601: Balance de Materia:

Balance de cada componente con respecto al reactivo limito

Por lo tanto las moles totales son:

(

)

Expresando los balances de los componentes en términos de la composición del reactivo límite en el alimento, se tiene:

(

)

(

)

(

) (

)

Para un reactor tipo PBR el cambio de la concentración con respecto al volumen es:

(

)

Velocidad de reacción:

(

[ ]

)

(

[ ]

)

[ ]

Las presiones parciales de cada componente, usando la ley de gases ideales son:

Por tratarse de una reacción en fase gaseosa, se hace uso de la siguiente expresión para hallar el flujo volumétrico ya que en este tipo de reacción el volumen varia con la conversión, presión y temperatura.

(

)

(

)

Siendo: (

)

Por tanto las presiones parciales de cada componente quedan expresadas de la siguiente manera. (

) ( (

) )

(

)

(

) )

(

Modelo para la caída de presión: Para la caída de presión se utiliza la Ecuación de Ergun:

(

Dónde la densidad

)

(

*

)

+

del gas se obtiene a partir de:

(

)

(

)

Como la caída de presión depende de la longitud recorrida, se aplica la regla de la cadena para dejarla en términos del volumen recorrido en el reactor:

(

)

(

)

(

*

)

+

(

)

Balance de energía: Para un PBR el cambio de la temperatura con respecto al volumen tiene la siguiente relación: (

)

( ) ( )

∑

(

)

( ) ( )

∑

Donde la entalpia de reacción se calcula por medio de:

( )

∫

( )

la entalpia de gas ideal y la capacidad calorífica de la mezcla se calcula por medio de:

∑

( )

∑

( )

∑

∑

( )

( )

∑

( )

Para lograr obtener la temperatura final del reactor, se resuelve el sistema de ecuaciones diferenciales sin caída de presión, es decir, con fracción de vacío igual a 1, con esto se logran obtener los perfiles de conversión y temperatura hasta cuando se logra el equilibrio, esta última conversión y temperatura son las de equilibrio, posteriormente se resuelve nuevamente el sistema de ecuación pero con la caída de presión del modelo, es decir, con fracción de vacío igual a 0.5, y se capturan los datos de conversión y presión, cuando se ha alcanzado un temperatura tal que sea 10°C menor que la temperatura de equilibrio .

 INTERCAMBIADOR E-603:

B.M:

B.E:

Dónde:



) y la


( )

(

)

Como se trata de una mezcla las propiedades se hallan de acuerdo a la contribución de cada componente y en cada fase, para el cálculo del equilibrio de fases se utiliza un cálculo flash isotérmico.

 VÁLVULA Y SEPARADOR DE FASES V-601:

B.M GLOBAL:

Dónde: es el flujo molar de la corriente de alimento a la válvula. es el flujo molar de la corriente de líquido (pesado). es el flujo molar de la corriente de vapor (ligero).

B. M. POR COMPONENTE:

; Para i = , , 3, 4, …, n Dónde: es la composición molar de la corriente de alimento (Composición global). es la composición molar en la fase líquida. es la composición molar en la fase vapor. es el número de componentes en la mezcla

B.E:

Relación de equilibrio de fases:

; Para i = , , 3, 4, …, n Dónde: es la constante de equilibrio de fases para cada componente. Para las composiciones se debe cumplir que: ∑

; Para i = , , 3, 4, …, n

∑

; Para i = , , 3, 4, …, n

Y además:

Constantes de equilibrio de fases: ̂ ̂ Una forma conveniente de la ecuación de estado es la siguiente, en términos del factor de compresibilidad: (

)

(

)

(

)

Dónde:

Una regla de mezclado muy recomendada es:

∑∑

(

√

)

∑ Donde

puede ser la composición de la fase líquida o la fase vapor, y

son los

parámetros de interacción binaria. Los parámetros

y

se utilizan las siguientes expresiones: [

(

)]

El coeficiente de fugacidad para cada componente en la mezcla es: (̂)

(

)

(

)

(

√

*

Dónde: ∑

(

)

(

(

√ )

(

√ )

)

La entalpía de una mezcla se calcula por medio de: (

)

*

∑∑

√

(

*

(

(

√ )

(

√ )

)

Dónde: (

(

)[

(

)

(

*

]

La entalpía de gas ideal se obtiene a partir de: ∫ Donde

( )

son las entalpías de formación estándar de cada componente, evaluadas

a la temperatura ∑ Y

es la capacidad calorífica de la mezcla a presión constante. ( )

∑

∑

∑

∑

Una alternativa para la solución del sistema de ecuaciones derivado de los balances de materia, es considerar que: ∑

∑

Sustituyendo las ecuaciones de balance de materia para cada componente y la relación de equilibrio de fases se obtiene: (

)

Finalmente con el planteamiento de Rachford-Rice se llega a la siguiente expresión: (

∑

) (

)

Dónde: (

)

De acuerdo a la restricción de entalpias se obtiene: (

)

A partir de la cual se define la siguiente función (

)

=0

Dónde: (

 DIVISOR DE CORRIENTES:

B.M:

B.E:

Dónde:

Siendo:

)

La entalpia ideal la cual es la suma de la entalpia estándar ( correlación de

) y la



( )

(

)


ANÁLISIS ECONÓMICO

Un análisis económico se hace con el fin de evaluar la rentabilidad del proceso, la función objetivo empleada en este análisis es Costo de Operación Anual Equivalente (

).

(

*

Dónde: CAP ($), es el capital de inversión de los equipos. AOC ($/y), es el costo anual de operación de los equipos incluyendo los costos de los servicios.

(

Donde es la tasa de retorno; y propósito se toma

y

*

( [(

) )

]

el tiempo de vida de la planta, en años. Para este



Costo de los equipos (adquisición). Compresores: (

)

[ (

]

)

Intercambiadores de calor: (

)

[ (

] )

Tanque vertical: (

)

[ (

]

)

Tuberías: 

Tubo recto: (

)(

(

)

)

sch= número de cedula para el tubo Use el mismo número de cedula para las uniones y válvulas. 

Uniones: (

)(

(

)

)

 Costos de servicios: Vapor de baja presión (618 kPa, saturado)

$13.28/GJ

Vapor de media presión (1135 kPa, saturado)

$14.19/GJ

Vapor de alta presión (4237 kPa, saturado)

$17.70/GJ

Gas natural o combustible (446 kPa, 25°C)

Electricidad

Agua de caldera (a 549 kPa, 90°C)

Agua de enfriamiento

$11.00/GJ

$0.06/kWh

$2.45/1000 kg

$0.354/GJ

Disponible a 5 6 kPa y 30°C, presión de retorno ≥ 30 kPa La temperatura de retorno no deberá ser más de 15°C por encima de la temperatura de entrada.

Agua refrigerada

$4.43/GJ

Disponible a 5 6 kPa y 5°C, presión de retorno ≥ 30 kPa La temperatura de retorno no deberá ser más alta de 15°C

Refrigerante de baja temperatura

$7.89/GJ

Disponible a -20°C

Refrigerante de muy baja temperatura Disponible a -50°C

$13.11/GJ

Agua de proceso (desionizada)

$0.067/1000 kg

Disponible a la presión deseada y 30°C 3

Tratamiento de agua de proceso

$56/1000 m

Basado en el volumen total tratado

 Costo de la materia prima y valor del producto:

Material prima o producto

Precio

Gas de síntesis

$0.10/kg

Amoniaco

$500/ton

 Factor costo de los equipos:

o =

o (4 o (

Presión (Absoluta)

< 10 atm, PF = 0.0 10 - 20 atm, PF = 0.6 20 - 40 atm, PF = 3.0 40 - 50 atm, PF = 5.0 50 -100 atm, PF = 10 100 - 200 atm, PF = 25

Acero al carbón

MF = 0.0

Acero inoxidable

MF = 4.0

))

(

)

Como la función objetivo

es la que determina la rentabilidad de este proceso, esta

depende esencialmente de las condiciones y requerimientos del proceso, en los cuales influyen muchos parámetros como por ejemplo el tipo de servicio a utilizar. Es por esto que ha diseñado un programa en MATLAB, el cual arroja los resultados del balance económico de acuerdo a las condiciones de operación óptimas.

MINI-DISEÑO 1: MECÁNICA DE FLUIDOS Y TERMODINÁMICA

Optimizar la sección de alimentación del proceso, la cual incluye la alimentación, los compresores, el interenfriador y las corrientes 1 a 5. Balance de energía mecánica: ( ) Tenemos que las pérdidas por fricción son:

(

(

*

*(

)

( )

Asumiendo que las velocidades son constantes, la ecuación 1 queda: (

)

( )

Reemplazando la ecuación 2 en la ecuación 3 tenemos: (

)

( )

El factor de fricción se puede hallar mediante la ecuación de colebrook, como sigue:

√

(

⁄ √

)

( )

Tenemos que el número de Reynolds se define como: ( ) El término

se refiere a la energía agregada por el intercambiador de calor E-601,

que funciona como un interenfriador de las etapas de compresión: ( ) El término

se refiere a la energía añadida por los compresores C-601 y C-602: ( )

Dónde:

Reemplazando la ecuación 7 en la ecuación 4 y arreglando tenemos: (

(

)

)

( )

Reemplazando la ecuación 8 en la ecuación 9 tenemos: (

)

(

)

(

)

Despejando la potencia de la ecuación anterior tenemos que: (

)

(

) (

)

Para hallar el factor de fricción reemplazamos la ecuación del número de Reynolds, y se hace mediante un proceso iterativo asumiendo un diámetro y un factor de fricción; cuando la igualdad se cumpla podemos decir que el f asumido es el correcto.

√

(

⁄

)

(

)

√

Como lo que debemos hacer en este mini diseño consiste en hallar un diámetro óptimo, el cual debe darnos el menor costo; para ello graficaremos diferentes diámetros nominales con respecto al EAOC y así hallaremos cual debe ser el diámetro óptimo.

Calculo del área del intercambiador E-601 El mini- diseño especifica un coeficiente de transferencia de calor de 60 W/m2°C (10 Btu/ft2 F), con esto y con la diferencia de temperaturas y con el calor podemos hallar el área del intercambiador que se necesita para hallar el costo de compra del intercambiador.

Calculo de la media logarítmica de la temperatura (MLDT)

( FLUIDO CALIENTE

)

FLUIDO FRIO DIFERENCIAS

877.45

ALTA (T)

113

764.45

(∆t2)

122

BAJA (T)

86

36

(∆t1)

755.45

DIFERENCIA 27

728.45

∆t2-∆t1

(

√ ( Dónde:

)

(

( (

) √ √

) ) )

Para el diseño del intercambiador de calor tenemos que: R=27.979 S=0.0341 FT=0.8921 ∆T=212.685F

Como el flujo es demasiado grande, las necesidades energéticas son muy elevadas, por lo tanto se propone dividir el flujo entre 3 de tal manera que el calor se vea reducido en un factor de 3, y así poder obtener de manera razonable el área de transferencia de calor, ya que el costo solo permite hasta un área máxima de 1000 m2. En los subsecuentes costos del intercambiador de calor el costo total se multiplicará por 3. Y podemos hallar el área como:

(

)

Función objetivo para la optimización (EAOC) (

*

Dónde: CAP= capital de inversión para los compresores, el intercambiador de calor y la tubería. AOC= costo anual de operación. (

*

( (

) )

Dónde: i= 0.15 (15% tasa de retorno) y n= 10 (10 años de vida de la planta)

Capital de inversión para los compresores, el intercambiador de calor y la tubería (CAP)

Para la tubería: (

)(

(

)

)

Para el intercambiador de calor: (

)

[ (

] )

Para los compresores: (

) (

[

]

)

Costo anual de operación (AOC) Electricidad: $0.06/kWh, al momento de reemplazar deberá ser multiplicada por la potencia y por las 8000 horas que es el tiempo de operación. Agua de enfriamiento: $0.354/GJ, al momento de reemplazar se deberá multiplicar por el calor. El procedimiento para hallar el costo versus el diámetro consiste en reemplazar la ecuación en función de la potencia de los compresores (ec.11) en la ecuación correspondiente al EAOC.

EAOC VS Diámetro Nominal

Ampliación de la gráfica EAOC vs Diámetro nominal

Análisis de resultados En la gráfica se muestra el comportamiento que tienen los Schedule 40 y 80 frente al EAOC, según la gráfica podemos observar que el diámetro nominal optimo debe ser 1.25 pulgada, y podemos ver que este diámetro no se encuentra en catálogos por lo tanto, debemos escoger el diámetro más próximo ya que esta presenta menor perdidas.

MINI DISEÑO 2: DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-601) Amoniaco más gas de síntesis se desea enfriar desde una temperatura de 425.4 F hasta una temperatura de 122 F, usando agua de enfriamiento a una temperatura de 86 F hasta 113 F Calcular: 

Diámetro de la coraza.



Numero de tubos y pasos por tubo.



Numero de tubos por paso.



Espaciado de tubo y arreglo (triangular/ cuadrado/…)



Numero de bafles por lado de la coraza y su arreglo.



Diámetro, espesor de la pared del tubo y longitud de los tubos.



Coeficientes de película alrededor de la coraza y de los tubos.



Calculo del coeficiente global de transferencia de calor.



Área de transferencia de calor.



Caída de presión en los tubos y coraza.



Materiales de construcción.



Costo aproximado del intercambiador.

Se sabe que para el intercambiador de calor el costo de compra está dado por: (

)

[

]

Donde A= Área de transferencia de calor (m2, 20,1000). Factor de costos para equipos. ( Dónde:

)

MF= Factor de material. PF= Factor de presión. SOLUCIÓN Condiciones del proceso FLUIDO CALIENTE GAS DE SINTESIS+AMONIACO A 565.6 PSI T(1)/ºF

877,45

T(2)/ºF

122

W (lb/h)

48860

cp (Btu/lb*ºF)

0,8482

FLUIDO FRIO

AGUA DE ENFRIAMIENTO

t(2)/ºF

113

t(1)/ºF

86

cp (Btu/lb*ºF)

1,03

Las propiedades del gas de síntesis + amoniaco fueron obtenidos del simulador Hysys. Balance de energía. (

*

(

)

(

(

*

)

Temperaturas promedio. ( ) Caliente:

Fría:

A la temperatura promedio caliente podemos calcular las propiedades del fluido caliente mediante la siguiente ecuación:

(

*(

)

Donde y es la propiedad a calcular a la temperatura promedio x, y las variables (y1 y y2) son los valores de entrada y salida de la propiedad, estas son suministradas por Hysys. Aquí x1= a la temperatura 1 (T1) y x2= a la temperatura 2 (T2) del fluido caliente. La variable y puede ser viscosidad, capacidad calorífica, conductividad térmica y densidad.

INTERPOLACIONES DE LAS PROPIEDADES PARA EL FLUIDO CALIENTE. y

ENTRADA (y1) SALIDA (y2) INTERPOLACION

VISCOSIDAD (cp)

0,02423

0,0114

0,017815

cp (Btu/lb*ºF)

0,8482

0,7955

0,82185

K (Btu/ft*h*ºF)

0,1186

0,0645

0,09155

0,01194

0,17932

DENSIDAD (lb/FT^3) 0,3467

Determinación del flujo másico del agua de enfriamiento. (

(

*

)

(

)

(

)

Calculo de la media logarítmica de la temperatura (MLDT)

( FLUIDO CALIENTE

)

FLUIDO FRIO DIFERENCIAS

425,4

ALTA (T)

113

312,4

(∆t2)

122

BAJA (T)

86

36

(∆t1)

303,4

DIFERENCIA

27

276,4

∆t2-∆t1

Algunas veces no es posible cumplir con los requerimientos de la caída de presión en intercambiadores 1-2 puesto que la diferencia media logarítmica es demasiado grande, e incluso deberá tomarse como indicación de que el flujo de fluido y no la transferencia de calor, es el factor controlante. Para el diseño del intercambiador de calor se propone usar un intercambiador de flujo dividido puesto que la diferencia media logarítmica es grande. Diferencia verdadera de temperatura ∆T

(

√ (

)

(

( (

) √ √

) ) )

Cabe anotar que el FT es únicamente para intercambiadores de tubo y coraza 1-2. Dónde:

Para el diseño del intercambiador de calor tenemos que: R= 27.9796 S= 0.03411 FT= 0.89215 ∆T= 212.685 F

Para empezar a diseñar el intercambiador de calor tenemos que asumir un UD este según Kern tabla 8 nos dice que para gases en la coraza y agua en los tubos, este debe estar entre 2 y 50 Btu/F*ft2*h con un factor de obstrucción de 0.005. Estos datos son reglas de diseño que hay que tener muy en cuenta al momento de diseñar un intercambiador, y el uso inapropiado de estas podría conllevar a un resultado inexacto. Durante el diseño del intercambiador nos vamos a guiar en gran parte por el libro de transferencia de calor del autor Donald Q kern. UD asumido = 50 Btu/F*ft2*h Calculo del área de transferencia de calor (asumida). (

)

Suponiendo un arreglo determinado y la longitud del tubo deseada podemos hallar el número de tubos que va a poseer nuestro intercambiador de calor. Para este caso L= 16 ft ( (

) (

)

De la tabla 10 Superficie por pie lineal (exterior) a’’ = 0

63

Determinando esta se puede definir también (en la misma tabla): Diámetro externo de los tubos (DE, in)= 0.75

)(

*

BWG= 18 Espesor de la pared (Tubos, in)= 0.049 Diámetro interno (DI, in)=0.652 Área de flujo por tubo (in²) a’t=0 334

De la tabla 9 podemos encontrar un número cercano de tubos de acuerdo a la superficie por pie lineal (exterior) escogida. El número que más se acerca para tubos de 3/4 in (DE) arreglo triangular y espaciado de tubos (pt) igual a 0.9375 in es aquel que posee un diámetro interno de la coraza igual a 33 in = 2.75 ft y con un # de pasos igual a 2 en los tubos.

Determinado el espaciado entre bafles (B). Espaciado mínimo (in) B=DI de la coraza/5 Espaciado máximo (in) B= DI Para este diseño utilizaremos un espaciado de: B= 30 in, puesto que la cantidad de fluido es grande. Segmentación o corte de los bafles C’ 0 3 = esta entre 0 5 hasta 0 45segun el Seader página 476. # de pasos en la coraza= 1 De la fig 28 podemos determinar el diámetro equivalente para un arreglo determinado.

Deq= 0.55 in= 0.045833 ft Corrección del área de transferencia de calor (A’) (

)

Con esta área corregida podemos hallar también nuestro UD corregido. (

*

Resumen hasta el momento

Para un arreglo triangular.

TUBOS NUMERO DE TUBOS

938

LONGITUD (ft)

16

DE (in)

0,75

BWG

18

PASOS

2

Pt (in)

0,9375

AREA DE FLUJO a't (TABLA 10)

0,334

DI (in)

0,652

DI (ft)

0,05433333

SUPERFICIE EXTERIOR ft Lin*ft^2 0,1963

CORAZA DI (in)

33

Espaciado de deflectores (in) 30 PASOS

1

D equivalente (ft)

0,045833333

DI (ft)

2,75

D equivalente (in) FIG 28

0,55

Fluido caliente: Gas de síntesis + amoniaco (Coraza) Área de flujo: EC 7.1 Kern (

)

Velocidad de masa dividida: EC 7.2 Kern (

*

( Reynolds: EC 7.3 Kern ( )

*

De la figura 28 podemos determinar: Jh= 49

(

*

Coeficiente de película lado de la coraza. EC 6.15 Kern

(

*

Como no hay corrección de viscosidad

Fluido frio: Agua de enfriamiento (Tubos) Área de flujo: EC 7.48 Kern (

)

Velocidad de masa: EC 7.2 Kern (

)

(

*

( Reynolds: EC 7.3 Kern ( )

Velocidad en los tubos:

De la fig 25 podemos hallar el coeficiente de película.

Caída de presión Coraza. Para Re =9320.0597 De la figura 29

*

Numero de cruces: EC 7.43 Kern (

)

Numero de bafles:

Caída de presión: EC 7.44 Kern (

)

(

)

( ) (

) ( )

Dónde:

Tubos Para Re = 29146.294 De la figura 26

Caída de presión: EC 7.45 Kern

( )

Dónde: S=1para agua y no hay corrección de viscosidad por lo tanto

Caída de presión total: EC 7.47 Kern

Coeficiente total limpio: EC 6.38 Kern (

*

Factor de Obstrucción: EC 6.13 Kern (

)

Costo en Dólares del intercambiador de calor. FP=3 para un rango de presiones entre 20 y 40 atm.

Sabemos que las presiones de entrada al intercambiador de calor y la de salida están dentro del mismo rango. FM=4 Para Acero Inoxidable debido a la corrosión. A total para los 2 intercambiadores =548 m2 (

[

] )

(

)

DISEÑO DETALLADO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR

Diámetro de la coraza (in)

33

Numero de tubos

938

Pasos por tubo

2

Numero de tubos por paso

469

Espaciado de tubo (in)

0.9375

Arreglo

Triangular

Numero de bafles por lado de la coraza y su arreglo

6 Bafles de arreglo Triangular

Diámetro (in), espesor de la pared del tubo (in) y longitud de los tubos (ft)

0.652, 0.049, 16

Coeficientes de película alrededor de la coraza (Btu/ft^2*h)

71.3288

Coeficientes de película alrededor de los tubos (Btu/ft^2*h)

1140

Calculo del coeficiente global de transferencia de calor (Btu/ft^2*h)

49.9663

Área de transferencia de calor

2946.0704 ft^2 = 274 m^2

Caída de presión en los tubos

0.374 psi

Caída de presión en la coraza

3.6168 psi

Factor de obstrucción

0.005

Material de construcción

Acero Inoxidable

Costo de los 2 intercambiador de calor ($, Dólares)

1.8513e+003

MINI – DISEÑO 3: TERMODINÁMICA.

En este mini diseño se hará la optimización de toda la planta, para ello se calculara el costo equivalente anual de operación……………

Para el cálculo de los costos total de instalación de los equipos se toma 4.0 para el valor del factor material (MF), ya que se asume que el material de los equipos el acero inoxidables, por transportar estos sustancias corrosivas. En el caso del factor de presión (PF), este solo se tiene en cuenta para los intercambiadores 1, 2 y 3, ya que para los demás equipos como los compresores, sus ecuaciones de costos incluyen el efecto de la presión.

INTERCAMBIADOR 2: Para calcular el área de transferencia de este intercambiador se hace uso de la siguiente formula:

Por tanto: Dónde: es la diferencia de temperaturas de la corriente que pasa a través del intercambiador 2, es decir, . es el coeficiente de transferencia de calor, para este intercambiador asumimos un valor de ( ) es el calor requerido para el servicio enfriamiento o calentamiento.

INTERCAMBIADOR 3: Para calcular el área de transferencia de este intercambiador se hace uso de la siguiente formula:

Por tanto: Dónde: es la diferencia de temperaturas de la corriente que pasa a través del intercambiador 3, es decir, . es el coeficiente de transferencia de calor, para este intercambiador asumimos un valor de ( ) es el calor requerido para el servicio enfriamiento o calentamiento.

DISEÑO DEL SEPARADOR DE FASES: Este separador de fases se diseña para suministrar un volumen de líquido equivalente a 10 minutos del flujo volumétrico de líquido de salida, con el separador lleno hasta la mitad.

El volumen del tanque se calcula de la siguiente manera: ̇ Dónde: es el flujo volumétrico de la corriente liquida. ̇

es el flujo másico de la corriente líquida que sale del tanque (tomada de la

simulación en MATLAB). es la densidad de la corriente líquida ( Tomada de la simulación en HYSYS).

Por lo que un volumen equivalente a 10 minutos de esta corriente es.

Siendo

, tiempo de residencia del líquido.

Este volumen equivale a 50 % del tanque y, por lo tanto, el 100 % del tanque es: .

JUSTIFICACION DE LA SELECCIÓN DEL MODELO DE PENG-ROBINSON La implementación de la ecuación de Peng-Robinson es ventajosa ya que permite realizar los cálculos de las constantes de equilibrio de fases con apenas unos parámetros de los componentes puros, otra ventaja es que como se tienen componentes no condensables como el nitrógeno, hidrogeno y el metano, las fase vapor se modela de forma adecuada y la fase liquida también ya que estos componentes no estarían en gran proporción, pero en cuanto al amoniaco se obtendría un comportamiento aceptable en ambas fases por su naturaleza polar, a las condiciones del separador de fases que son 10 bar y -49°C, se obtienen los diagramas de T-x-y , en cada se observa que el amoniaco se encuentra casi siempre en fase liquida, esto resulta lógico, ya que a esas condiciones el amoniaco se encuentra por debajo del punto de ebullición.

Diagrama T-x-y para H2/NH3.

Diagrama T-x-y para N2/NH3.

Diagrama T-x-y para CH4/NH3

RESULTADOS DE LA OPTIMIZACION EN EL MINI-DISEÑO 3

Análisis del efecto de la presión en alimento del reactor:

En el grafico se puede observar que con respecto al caso base existe un punto de menor costo, cuando se fija la presión del alimento al reactor en 20000kPa se consigue esta condición, esto es porque al aumentar la presión de operación la reacción química se ve favorecida en sentido directo, no se requiere manejar flujos tan grandes en las corrientes, esto reduce los costos compresión, calentamiento y enfriamiento.

El resultado que se observa luego de variar la temperatura de alimento al reactor es que es más factible operar a temperaturas bajas (350°C), que es la temperatura del caso base. La línea vertical morada nos ofrece un punto de referencia para comparar el EAOC con otras temperaturas superiores (370°C y 395°C), en los que se obtiene un costo mayor, aun si se aumenta la presión es mejor operar a temperaturas bajas, cabe notar que esto es porque la reacción es exotérmica y se ve favorecida a temperaturas bajas, pero no pueden ser muy bajas porque la velocidad de la reacción puede ser tan baja que no se lograría una conversión significativa, es por esto que se opta por operar a la misma temperatura del caso base (350°C).

REPORTE DE LOS MSDS

MSDS DEL AMONIACO: El amoniaco es un gas licuado comprimido incoloro, de olor acre. El amoniaco gaseoso es más ligero que el aire. Tiene muy baja temperatura y se evapora rápidamente. El amoniaco forma compuestos inestables frente al choque con óxidos de mercurio, plata y oro. La sustancia es una base fuerte que reacciona violentamente con ácidos y

que es corrosiva. Reacciona violentamente con oxidantes fuertes,

halógenos e interhalógenos. Ataca el cobre, aluminio, cinc y sus aleaciones y al disolverse en agua desprende calor. Ya que el amoniaco es un gas que puede ser inhalado, cuando se produce un escape de gas alcanza de inmediato una alta concentración en el aire, por lo que se recomienda usar los elementos necesarios para la protección, por ejemplo tapabocas, cofia, y como en toda planta se deberá usar casco y zapatos adecuados.

MSDS DEL NITROGENO: El nitrógeno es un gas inerte, incoloro, que no tiene olor. El principal peligro a la salud está asociado con el hecho de que el escape de este gas causa asfixia por desplazamiento del oxígeno. Al ser inhalado es asfixiante. La exposición a una atmósfera deficiente de oxígeno (<19.5%) puede causar mareo, náusea, vómito, depresión, salivación excesiva, disminución de agudeza mental, pérdida de conocimiento y muerte. La exposición a atmósferas que contengan una cantidad de oxígeno menor al 10% puede causar pérdida del conocimiento sin dar aviso y tan

rápidamente que la persona no tendrá tiempo de protegerse; se presentan movimientos convulsivos, colapso respiratorio, lesiones graves o muerte. El nitrógeno es un gas de difícil manejo, y se debe usar en ambientes abiertos, ya que en un ambiente cerrado puede existir más riesgo. Al trabajar con nitrógeno se debe tener las mismas precauciones que para trabajar con amoniaco (cofia, tapabocas, casco y zapatos adecuados).

MSDS DEL HIDROGENO: El hidrógeno es un gas incoloro, inodoro, insípido, altamente inflamable y no es tóxico. El hidrógeno se quema en el aire formando una llama azul pálido casi invisible. Este gas es particularmente propenso a fugas debido a su baja viscosidad y a su bajo peso molecular. El principal peligro para la salud asociado con escapes de este gas, es la asfixia producida por el desplazamiento de oxígeno. Las mezclas de hidrogeno-aire son explosivas. El hidrogeno es un asfixiante simple. Altas concentraciones de este gas pueden causar una atmósfera deficiente en oxígeno causando en individuos dolor de cabeza, zumbido en los oídos, mareos somnolencia, inconsciencia, nausea, vómitos y depresión de todos los sentidos. La piel de la víctima puede adquirir una coloración azulada. En concentraciones inferiores de O2 (<10%), puede causar perdida de la conciencia, movimientos convulsivos, colapso respiratorio y muerte. El hidrogeno no es un gas tan inofensivo, y se debe usar en ambientes abiertos. Al trabajar con hidrógeno se debe tener las mismas precauciones que para trabajar con amoniaco y con nitrógeno, (cofia, tapabocas, casco y zapatos adecuados).

MSDS DEL METANO:

El metano es un gas comprimido extremadamente inflamable. El metano no es tóxico, es incoloro, inodoro y es más ligero que el aire por lo que puede alcanzar fuentes de ignición lejanas. El peligro primordial relacionado con escapes de este gas es asfixia por desplazamiento de oxígeno. La exposición a elevadas concentraciones puede causar asfixia; se manifiestan síntomas como pérdida del conocimiento y de la movilidad; a bajas concentraciones puede causar vértigos, dolor de la cabeza, náuseas y pérdida de coordinación. El metano es usado en nuestro proceso como gas inerte. Al trabajar con metano se debe tener las mismas precauciones que para trabajar con amoniaco, nitrógeno e hidrogeno, (cofia, tapabocas, casco y zapatos adecuados).

CONCLUSIONES

Se logró realizar la optimización del costo de operación del proceso recurriendo a mini diseños por independiente, de esta forma se logo reducir los costos seleccionando para ello las mejores condiciones de operación y dimensiones requeridas por los equipos y partes del proceso, concluyéndose que los mejores puntos de operación se obtienen a 350°C y 20000kPa.

Definitivamente el diámetro óptimo para la sección de alimentación es de 1.5 in nominal, en este caso el tipo de cedula no es un factor influyente, pero sin embargo se seleccionan los tubos con Cedula 40 porque posee un mayor espesor de pared y por ende mayor tolerancia al extras causado por la presión.

El intercambiador E-601, fue diseñado realizando la división del flujo, esto es porque la corriente de alimentación era demasiado grande, con esto se logró conseguir un diseño con dimensiones técnicamente viables y con caídas de presión aceptables.

Los equipos del proceso fueron diseñado tenido que su material de construcción fue con acero inoxidable, y sus respectivos factores de presión y diseño. Por ultimo cabe resaltar que el modelo termodinámico seleccionado no es el mejor, pero se presta para realizar simulaciones más rápidas sin la restricción de los parámetros de los componentes.

BIBLIOGRAFÍA



Mecánica de fluidos, Robert Mott séptima ed.



Transferencia de calor, Donald Q. Kern



Products and process design principles, Seider, Seader.



Ingeniería de las Reacciones Químicas, Fogler, 4°ed.

Proceso De Producción De Amoniaco

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