PRODUCCION DE ACIDO ADIPICO
PRESENTADO POR: ANA MARIA SUAREZ RAMIREZ COD. 60911268 LORENA RODRIGUEZ RIANO COD. 6052102
PRESENTADO A: LUIS HERNAN VELEZ AGUDELO
FUNDACION UNIVERSIDAD DE AMERICA FACULTAD DE INGENIERIAS PROGRAMA INGENIERÍA QUÍMICA BOGOTÁ D.C. 2014
PLANTA DE PRODUCCION DE ACIDO ADIPICO El objetivo de este proyecto es el diseño y estudio de una planta en continuo para la producción de 60000 Ton/año de ácido adípico a partir de la oxidación del ciclohexanol con ácido nítrico. Prácticamente toda la producción mundial de ácido adipico se realiza por oxidación en fase liquida de ciclohexano (proceso convencional) convencional) y la posterior oxidación del KA-oil KA -oil con ácido nítrico. Las condiciones típicas de reacción para este segundo paso son: HNO3 al 40-60%, temperaturas en el intervalo de 60-115 °C y presiones entre 1 y 4 atm. La concentración del catalizador normalmente utilizado, de cobre y vanadio, es del orden del 0,1-0,5 % y del 0,05-0,6%, respectivamente. respectivamente. En la práctica se consiguen rendimientos entre el 92 y el 96 %. La reacción que tiene lugar, es la oxidación del ciclohexanol, para dar ácido adipico como principal producto. Esta reacción se puede simplificar como:
ℎ +2,→ 0,59 +0,015 +0,038 +0,07 + 0,9 +0,03 + 0,06 + 0,49 + 2,2,33
El mecanismo de la reacción de oxidación del ciclohexanol y el ácido nítrico consta de vario pasos que se explican a continuación. ACIDO NITROLICO CICLOHEXANOL
CICLOHEXANONA
ACIDO ADIPICO
DIONA
SUBPRODUCTO
DI-ISONITROSO
GENERALIDADES DEL PROYECTO CAPACIDAD
60000 Ton/año de ácido adipico
CALIDAD
99%
FUNCIONAMIENTO
330 días/año de producción
PRESENTACION
Big bags, sacos y a granel
Este proyecto (tesis) debe incluir la construcción, el diseño de los equipos, el montaje, la puesta en marcha de la planta y la operación de esta en estado estacionario.
1. FICHAS DE SEGURIDAD DE LOS COMPONENTES INVOLUCRADOS EN EL PROCESO
Ácido Nítrico
Ciclohexanol
Ácido Adipico
Ácido Glutarico
Ciclohexano
2. RUTAS PARA LA PRODUCCION INDUSTRIAL Método actual Actualmente este acido es producido por la mezcla de ciclohexanol y ciclohexanona ciclohexanona (aceite KA o KA-oil) que es oxidado con ácido nítrico para procesar el ácido adipico. 1. El ciclohexanol es convertido en cetona, liberando óxido nitroso
+ → + + = = + 2 + 2 → 2
2. El ciclohexano se torna nitroso, determinando la etapa para la ruptura del enlace C-C
Métodos alternativos
Coproducción altamente selectiva de ácido adípico y nitro-ciclohexano a partir de la oxidación- nitración catalítica en fase vapor de ciclohexano con NO2
La oxidación de una mezcla m ezcla de ciclohexanol- ciclohexanona con ácido nítrico, actualmente es el proceso industrial más importante, sin embargo el uso de ácido nítrico causa problemas medioambientales.
El óxido fosfórico de vanadio (VPO) es el catalizador empleado para la oxidación en fase vapor de n-butano a anhídrido maleico (MA). Estos catalizadores de VPO han sido ampliamente investigados para la oxidación parcial y deshidrogenación oxidativa de otros hidrocarburos inferiores.
Producción biotecnológica de ácido adípico
Hasta ahora, la producción industrial de ácido adípico se lleva lleva a cabo a base de petróleo, quimioquimio procesos catalíticos de combustibles combustibles fósiles no renovables. renovables. Sin embargo, en los últimos años, se han hecho esfuerzos para encontrar rutas alternativas para la producción de ácido adípico a partir de fuentes de carbono renovables mediante procesos biotecnológicos. En contraste a las las vías de degradación que conducen a ácido ácido adípico como intermediario, vías metabólicas para la biosíntesis de ácido adípico que comienzan a partir de intermedios del metabolismo central de carbono no se han descrito en la bibliografía o en las bases de datos. Sin embargo, el ácido adípico se puede conseguir por conversión quimio-catalítica de bioprecursores cis, ácido cis-mucónico o ácido glucárico en un proceso de hidrogenación utilizando platino sobre carbón o nano partículas de Ru10Pt2 como catalizadores.
La figura anterior muestra el modo básico b ásico de biosíntesis de ácido adípico. Los ácidos glucárico y cis- ácido mucónico pueden ser producidos por fermentación a partir de glucosa y benzoato para convertirse catalíticamente en ácido adípico. Además, el ácido adípico se genera como intermedio en las rutas de degradación de ciclohexano y de n-alquil derivados como la ɛ-
Caprolactama y de cadena larga como ácidos dicarboxílicos alifáticos o aldehídos, además se puede formar a partir de adiponitrilo por nitrilasas alifáticos.
Producción de ácido adípico a partir de Glucosa
La figura anterior muestra la vía propuesta para la biosíntesis de ácido adípico a partir de la glucosa a través de 2-oxoadipasa. El intermedio de 2-oxoadipasa se forma a partir d e acetil-CoA y 2-oxoglutarato por los tres primeros pasos enzimáticos de la vía α-Aminoadipato para la biosíntesis de L-lisina. Estos pasos son catalizados por la sintasa de homocitrato (HCS), homoaconitasa (HA) y la deshidrogenasa homoisocitrato (HICDH). Se ha propuesto para la conversión de 2-oxoadipasa que es el precursor inmediato del ácido adípico, una ruta a través del 2-hexenedioatato, 2-hidroxiadipato, 2-hidroxiadipoil CoA-y 2-hexenedioil-CoA. El 2hidroxiglutarato deshidrogenasa (HgdH) con especificidad de sustrato mejorada hacia 2oxoadipato podría catalizar la conversión para dar 2-hidroxiadipato. 2 -hidroxiadipato. El Glutaconato CoA-transferasa (GctAB) fue mostrado para transferir CoA a partir de 2hexendioil-CoA a 2-hidroxiadipato. El sensible al oxígeno 2-hydroxyglutaryl-CoA deshidratasa (HgdAB) en concierto con HgdC, el activador de HgdAB, es capaz de catalizar la deshidratación de 2-hydroxyadipoyl-CoA a 2-hexendioyl-CoA. La reductasa capaz de catalizar la reducción de 2hexenodioato a ácido adípico no se ha descrito todavía. Las flechas discontinuas indican varias reacciones reacciones enzimáticas del metabolismo central y de la vía α-Aminoadipato que no se describen aquí.
Producción de ácido adípico a partir de Benceno
Casi todo el ácido adípico comercial se obtiene a partir de benceno, que primero se reduce a ciclohexano. El ciclohexano ciclohexano se convierte después en una mezcla de ciclohexanona ciclohexanona y ciclohexanol por dos etapas de oxidación sucesivas. Esta mezcla se hace reaccionar adicionalmente a ácido adípico con ácido nítrico y aire utilizando cobre o vanadio como catalizador. El ácido adípico se hace también por la hidrocianación de butadieno, seguido de hidroisomerización de adiponitrilo, que a continuación se hidroliza. Durante los procesos de oxidación con ácido nítrico y aire, N2, NO, NO2 y N2O se forman, con el óxido nitroso como subproducto principal. Estas emisiones de NO X son una preocupación ambiental importante. El óxido nitroso químicamente activo contribuye al calentamiento global y el agotamiento de la capa de ozono.
Síntesis de ácido adípico catalizado por complejos derivados de ácido heteropolico y glicina
El ácido adípico se sintetiza a partir de ciclohexeno y peróxido de hidrógeno en un alto rendimiento de 95,1% y una selectividad excelente de 99,8% con complejos de heteropoliácidos como catalizadores. Los complejos se prepararon a partir de heteropoliácidos y glicina, y se caracterizan a partir de TG-DSC, análisis elemental, espectroscopia de Infrarrojo y gravimetría. Los catalizadores preparados mostraron más eficacia que los ácidos correspondientes heteropoliácidos en la síntesis de ácido adípico. Heteropoliacidos basados en compuestos de Tungsteno exhibieron exhibieron mayores actividades que los compuestos heteropoliacidos basados en Molibdeno.
Oxidación de ciclohexeno con 30% H 2O2
El soporte compuesto por 1-butil-3-metilimidazolio tungsteno, líquido iónico soportado sobre ácido sulfámico de sílice ha demostrado un rendimiento deseable para la oxidación de ciclohexeno a ácido adípico. Procedimiento experimental sencillo y fácil aislamiento del producto, la recuperación del catalizador y la reutilización son algunas de las características más atractivas de este protocolo.
Oxidación en fase líquida de ciclohexanol a ácido adípico con oxígeno molecular en catalizadores de metales
En este estudio, un catalizador de platino soportado en carbono (5,4 % en peso Pt / C) se encontró que era un eficaz catalizador heterogéneo para la oxidación en fase líquida de ciclohexanol en ácido ácido adípico. La reacción se realizó en agua, con aire como agente oxidante, en condiciones de temperatura moderada (423 K) y de presión (5 MPa aire). Este sistema catalítico ha logrado una conversión total del ciclohexanol y selectividades de 50% en ácido adípico. Los principales subproductos fueron ácidos glutárico y succínico.
Síntesis de ácido Adipico catalizada por peroxotungstenos tipo tensoactivo y peroxomolibdenos
Cuatro de tipo tensioactivos peroxotungstenos y peroxomolibdenos se han sintetizado y caracterizado. Sus actividades catalíticas para la oxidación de ciclohexano, ciclohexanol, ciclohexanona y 1,2-ciclohexanodiol a ácido adípico con 30% en peso. H 2O2, se evaluaron sin disolvente orgánico ni la fase catalítica de transferencia. La siguiente figura muestra el círculo catalítico de oxidación:
Los polioxoperometalatos de tipo tensioactivo actúan no sólo como un catalizador, sino también como un agente de transferencia, que puede formar las gotitas de emulsión. Las gotitas de la emulsión están en forma muy dispersa y se comportan como catalizadores homogéneos con actividades altas. El catión de cadena larga carbólico montado en la interfaz de las gotitas de emulsión, que contienen aniones peroxotungstenos que exhiben alta actividad catalítica. Sin embargo, el peroxomolibdeno que contienen aniones catalizadores exhibe actividad baja.
3. APLICACIONES Y USOS DEL ACIDO ADIPICO Es el de mayor importancia de todos los ácidos di carboxílicos industriales. Es una de las materias primas básicas para las cadenas de producción de poliamidas, poliuretanos base éster, plastificantes e intermediarios químicos. Su aplicación más importante es como monómero para el desarrollo de polímero como NYLON 6.6, es componente de poliésteres, junto con 2-etilbenceno, 2-etilbenceno, por ejemplo, ejemplo, se emplea como plastificante plastificante y aditivo para lubricantes. lubricantes. También sirve para fibras textiles y elastómeros, además como auxiliar en la fabricación de adhesivos, tintas, reinas, espumas flexibles y semirrígidas; en la industria farmacéutica y cosméticos, aislantes eléctricos eléctricos y detergentes. Se usa en productos colorantes de cabello por sus cualidades de taponamiento taponamiento y neutralización. En la comida se usa en cantidades pequeñas pequeñas para armonizar y tiene otra característica en la comida que es la gelificacion. El ácido adipico también es usado como acidulante en la industria de alimentos, sin embargo su alto costo de producción no lo hace competitivo frente al ácido cítrico. Sintético, puede contener cantidad sumamente baja de productos de carne, además funciona como regulador de pH. El ácido adipico actúa como amortiguador de pH en el intervalo de 2,5 a 3,0; previene el crecimiento.
4. DIAGRAMA DEL PROCESO TANQUE HO3
TORRE DE ABSORCION
REACTOR
AIRE
TANQUE CICLOHEXANOL
Gas Tratamiento
TANQUE MEZCLADO TORRE DE STRIPPING
AIRE
EVAPORAD
TANQUE MEZCLADO
REACTOR
Tratamiento de agua
TANQUE MEZCLADO R CRISTALIZADO
TANQUE MEZCLADO
Gas Tratamiento
TORRE DE ABSORCION CENTRIFUG
AGUA
TORRE DE DESTILACION
TANQUE
Tratamiento de agua
CRISTALIZADO TANQUE CENTRIFUG
TANQUE
RESIN SECADO
Zona de Tratamiento
Zona 500 NITROGENO NITROGENO CICLON
HORNO
SILO
Zona 800
PURGA ENFRIADOR
5. BALANCES DE MATERIA Y ENERGIA Se realizó la simulación es ASPEN PLUS V7.0 para obtener ob tener los valores del balance de materia y energía. A continuación mostraremos el flowsheet seccionado de la simulación.
Abreviaciones usadas en la tesis AR
Agua de red
WV
Vapor de agua
AIR
Aire
WVC
Vapor de agua condensada
N
Nitrógeno
ANR
Ácido nítrico recuperado
AEF
Agua del equipo frio o descalcificada
CAT
Catalizador
AN
Ácido Nítrico
GAS
Gases a tratar
CY
Ciclohexanol
GLIM
Gases limpios
LPR
Liquido de proceso
AS
Ácido succínico
VPR
Gas de proceso
AG
Ácido glutarico
Así después de la simulación se obtuvieron los siguientes datos en los balances de materia y energía. CAUDAL (KG/S)
1
2
3
4
5AB
6
7
8AB
9AB
10
11
12
14
16AB
17
CY
1,92
0,96
0
0,96
0,96
0
0
0.01
0,02
0
0
0
0
0,01
0
AGUA
0
0
2,14
45,35
42,23
0,03
0,05
42,44
58,23
0
0
0
0
58,35 0,02
N
0
0
0
0
0
0,02
0,02
0
0
0
0
0
0,23
0
0,74
N2O
0
0
0
0
0
0,08
0,23
0,65
0,12
1
0,12
0,23
0
0
0,78
NO2
0
0
0
0
0
0
0,23
0,26
0,23
0
0
0,35
0
0
0,12
NO
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0,23
0
0
0,88
AN
0
0
3,50
18,45
18,95
0
0,02
17,34
17,23
0
0
0
0
17,35
0
AA
0
0
0
12,56
11,46
0
0
13,23
13,23
0
0
0
0
13,23
0
AS
0
0
0
0,15
0,15
0
0
0,23
0,18
0
0
0
0
0,35
0
AG
0
0
0
0,43
0,42
0
0
0,23
0,41
0
0
0
0
0,65
0
O2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2,35
0,05
0,35
0,35
0
0,35
CO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0,88
0
0,88
0
0
0,06
232
1795
415,
Entalpia (Kcal/Kg) 232,45 1924,6
515,7
3580,86 2091,78 908,26 540,93 551,53 498,8 3754,3 1784 1750
CAUDAL (KG/S)
18
19
20
21AB
23
24
25
26
27
28
29
30AB CD
31AB CD
32
33
CY
0
0
0
0
0
0,02
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AGUA
0,02
0
0,03
15,23
8,45
45,35
2,35
3,44
31,46
0,23
0,23
1,35
1,46
N
0,78
0
0,55
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
N2O
0,77
0
0,66
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO2
0,23
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO
0,88
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AN
0
2,35
0
1,23
3,35
19,66 15,35
0
0,35
0,35
2,35
0
0,02
0,05
0,02
AA
0
0
0
0
2,23
13,23
8,46
0
0
0
0
0
0
0
0
AS
0
0
0
0
0,02
0,21
0,35
0
0
0
0
0
0
0
0
AG
0
31,77
0
0
0,02
0,23
0,57
0
0
0
0
0
0
0
0
O2
0,23
0
0,35
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
CO2
0
0
0,03
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
638,58
719,83
716,2
713,2
700
698,
Entalpia (Kcal/Kg) 1795,5 1795,3 502,6
48,23 34,23
711,42 709,64 707,87 706,09 704,31 702,5
CAUDAL (KG/S)
34AB CD
35AB CD
36AB CD
37
38
40 AB
41
42
43
44AB
45
46AB
47
48
49
CY
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AGUA
1,46
0,03
0,12
0,23
3,22
0,32
0,68
0,80
1,23
1,23
0,23
1,88
2,23
2,23
0
N
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
N2O
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AN
0,23
0
0,35
0,01
0,01
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AA
0,46
0,21
0,32
2,44
2,44
0
0
0
1,34
1,23
2,23
2,23
0,12
2,21
2,12
AS
0
0
0,23
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AG
0,01
0
0,23
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
O2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
CO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
690,09
688,31
-674
672
-670
668
Entalpia (Kcal/Kg) 695,42 693,64 691,87
686,53 684,76 682,98 681,20 679,42 675,8
CAUDAL (KG/S)
50AB
52 53 ABCDF ABCDEF
CY
0
0
AGUA
0
N
54
55
56
57
58
59AB
60AB
61
62
63
64
65
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0,91
0,12
0,12
0,01
0,01
9,02
9,92
9,12
18,12
9,12
N2O
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AN
0
0
0
0
0
0,02
0,23
0,12
0,12
0,01
0,02
0,07
0
0
0
AA
0,04
0,32
0,12
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AS
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AG
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
O2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
CO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
-663,43
661,65
659,87
Entalpia (Kcal/Kg) 666,98 665,20
656,32 654,54 652,76 650,9 649,2
8,23 17,23 17,23
647
8,12 17,12
-642 645,6 643,8 640,3
CAUDAL (KG/S)
66
67
68
69
70
71
72
73
74
75
CY
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AGUA
6,23
6,34
0
0
0
6,23
6,23
623
35,35
2,46
N
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
N2O
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
NO
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
AN
2,23
0
0
0
0,23
2,23
2,35
0
13,32
0
AA
0
0,62
0
0
0,21
0
0
0
8,23
0
AS
0
0,13
0
0
0,02
0
0
0
0,23
0
AG
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
O2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
CO2
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
Entalpia (Kcal/Kg)
-636,76
-634,99
-633,2
-631,43
-629,65
-627,88
-626,10
-624,32
-622,54
-620,77
6. CALCULO DE EQUIPOS 1.1. TK-201
Se debe conocer el caudal, la temperatura y densidad del líquido para comenzar con el dimensionamiento del equipo, ya que las corrientes mezcladas salen en un solo flujo molar que es más fácil de conocer. Q salida= 147,2 Kg/s
T=80°C
= 1100
Para evaluar el cuerpo del tanque para mezclar los caudales caudales deseados, tendremos que saber el tiempo de residencia hidráulico para una mezcla completa. Para un caudal de 147,2 Kg/s el tiempo de resistencia hidráulico ( τ) es 0,15h. Se considera un tiempo de mezcla de 0,1 horas que es suficiente para una correcta homogenización. 1.1.1.1.
Volumen del tanque
= ∗ = 0,0,1 ∗ 147,11002 = 47,4
El tanque no se llenara al 100% 100 % sino al 75%, para el fluido de los gases mediante relaciones de diseño, se calcula el diámetro, la altura y el fondo toriesferico: Se aplica la correlación del 75% de volumen para el escape de gases
Dimensionamiento del tanque de mezcla TK-201 H(m)
3,92
D(m)
3,92
= 1 3,3,9922 = 1 = 0169∗69 ∗ = 0169 0169∗∗ 3,3,9292 = 0,6 1.1.1.2.
Diseño del cilindro
El cilindro es vertical, de cubeta y fondo toriesferico. Se usara un factor de 1,6 para asegurar una eficiencia del 95% del mezclado.
Vtotal= 75,9 m3
Longitud:
Altura:
= 0,0,169∗69 ∗ = 0,169∗3,92 = 0,66 = 4 ∗ ∗ = ∗∗∗4∗4 75, 9 = ∗3,92 ∗ 4 = 3,92
Volumen Toriesferico:
Volumen útil:
Altura normalizada= 4m
1.1.1.3.
= 0,08089 8089 ∗∗ = 0,08089 ∗3,92 = 4,9 = + 2 ∗ = 75,9 + 2∗4,2∗4, 9 = 85,7
Agitador
Donde: d1: Diámetro del tanque d2: Diámetro del agitador
2 = 0,33 ∗1 2 = 0,33∗3,92 2 = 1,29
Altura desde el fondo del tanque
ℎ2 = 0,0,2 ∗ 2 ℎ2 = 0,0,2 ∗ 1,1,2929 ℎ2 = 0,26
Altura del agitador respecto al fondo del tanque
Distancia bafle de la pared:
1.2. R-201
ℎ3 = 0,0,3 ∗ 1 ℎ3 = 0,3∗3,92 ℎ3 = 1,18 = 0,0,1 ∗ 1 = 0,1∗3,92 = 0,39
Las condiciones de operación del reactor son 80°C y 1,36 atm. Para hacer los cálculos necesitamos conocer los caudales que este reactor maneja, para esto es importante conocer la siguiente tabla:
Ya empleando el caudal volumétrico de salida del reactor, se calcula:
Volumen del líquido:
Donde:
= ∗∗ = 3,9 ∗ 15 = 58,5 = ∗4 ∗ = ∗∗ = √ 44 = 3,96
Relación de diseño Hliq/D= 1,2 Diámetro del tanque
Las restantes dimensiones se hacen respecto a la relación r elación prefijadas del diámetro (relación magnitud- diámetro)
Agitadores:
Las paletas industriales industriales giran a una velocidad comprendida comprendida entre 20 y 150rpm. La longitud del rodete 50 a 80% del diámetro interior interior del tanque. Anchura Anchura de la paleta 1/6 - 1/10 de la longitud. Diámetro rodete 30 al 50% del diámetro del tanque. tanque. Determinación de la potencia del agitador:
= 6 ∗0 ∗∗ ∗ 1 , 4 0 0064∗ 1121124,4,41515 = 60∗60 ∗∗ 16,6,5064 = 1665,1803 = ∗∗2∗∗60 = 0,7 ∗21∗∗50∗ 60 = 2
Velocidad del fluido de entrada:
Potencia:
= ∗ ∗ ∗ 6, 3 0∗2, 5 ∗ 1,1, 40 4 0 = 165,58 ∗1124,15 = 3594,24
Sistema de refrigeración:
Balance de energía del reactor
= +
Donde E-S corresponde a la energía que capta el alimento
Donde:
= = = 69, 1 8 = 19282 ℎ ∗92,45 ° ∗ 8050 8050° 1 ℎ ∗1∗815 = 700 = ∗ ∗∆ ∆ = 805 8 058080 3030 ∆ = 80 558030 ∆ = 61° = caudal entrada del reactor
Caudal molar del reactivo limitante
Coeficiente Coeficiente estequiometrico estequiometrico
Grado de conversión del reactor
Camisa a media caña:
Hallamos (A) área de transferencia de calor:
860305 = 300∗42, = 46,96
Área lateral del cilindro del reactor:
= ∗ ∗∗ = 59
Con un diámetro de la media caña d= 0,07m calculamos el número de vueltas:
= ∗∗ 2 ∗+ ∗ = 52 = ∗ ∗∆ = 11,16 ′ = + ∗∗ ∗ ′ = 3,83 ′ = 2 1,2′ + 3,9853∗0,∗11,0142∗3,83 + 0,0,3232 = 2∗1131, = 0,9892 ′ = 22 0,0, 22′ + 3,985∗1 3∗0,0070,2∗3,83 + 0,0,3232 = 2∗1131,
Caudal de refrigeración:
Presión Hidrostática:
Espesor:
Espesor de fondo:
= 0,655
1.3. IC-201 A
Flujo vertical de condensados por unidad de perímetro:
= ∗∗ ∗
Tomamos como punto de partida un valor supuesto de coeficiente global:
= 500 2°
1.3.1.1. Lado tubos: Flujo de Calor:
150= ∗4225 ∗ 1 2 = ∗ ° ∗5 31,46 = 16784,255/
Determinación Determinación de la temperatura de la salida de los tubos:
2 5 / 2 = 61 + 8, 16784, 88 ∗ 3692 ° 2 = 61
Numero de tubos a emplear:
Numero de tubos:
= ∗∗ ∗∗ = ∗0,∗ 0,0016∗ 016 ∗ 6,10 = 0,30412 = = 0,8311,0415 = 2670
1.3.1.2.
Media logarítmica:
1.3.1.3.
Área del intercambiador:
12 212 21 = 11 221 = 41,36° = ∗∆∗∆ 16784,326°5 = 500∗41,
= 811,5 2 1.3.1.4. Lado carcasa: Coeficiente:
Velocidad carcasa:
Diámetro equivalente:
Coeficiente Coeficiente Global:
, ∗∗ = ∗ = 6,10 +1+ 1 = 10 + 1 = 0, 5 5 ∗ 055 = 0,020,0,02016 ∗ 0,0,0110111∗055 = 0,1275 = ∗∗ = 0,1275150∗1000 = 1,18 / = ℎ ∗ ℎ ∗ ∗ ¨, = 1363,04 = 0,01136
= 1,18
Diámetro de haz de luz:
Constantes K1 0,319 n1 2,142
1.3.1.5.
ℎ ℎ = ∗ 1// ℎ = 1,085
Distancia entre tubos y carcasa:
Grafica para determinar la distancia entre tubos y carcaza
ℎ ℎ = 1,1647 647 = 0,01212 = 4 ∗
Resultando un diametro interno
Numero de tubos por paso:
= 4 ∗ 0,0,012 012 = 0,000201 = ∗ ∗ /3∗0,0∗010,0,001001 ∗0,0,∗ 012012 = 1068068 /3 = 4470, 6 3 = ∗ = 3,6920,0193∗0,001 = 207 ℎ = ∗ ℎ ∗ ∗ ¨, ℎ = 00,,0019312 ∗ 0,0,0035 0035∗∗ 4470 4470,,63 ∗¨∗ ¨207, ℎ = 1169,01/2 01/2
Numero de Reynolds
Coeficiente Coeficiente individual:
Perdida de carga en los tubos y carcasa:
∆ = 7,2 ∆ = 22,3
1.4. CN-201 A
Se dimensiono por el método de Kern, con los l os siguientes datos:
T1 (°C) T2 (°C) Tprom m Cp Perdidas
Ciclohexanol Caliente 80 50 65 73,52 4,1879 500
Agua Frio 5 53,94116567 29,47058284 23 2,265604592 KW/m2
Tenemos el calor y los coeficientes de transferencia de calor q agua eQ
9236,83224 KW 7074,266745
MDLT Uc Ft Ud
34,67137068 300 0,0002 283,0188679
°C m2 °C /W m2 °C /W m2 °C /W
Parámetros de diámetros Parámetro Dext (m) Dint (m) DHT (m) Dh (m)
Tubo ext 0,1016 0,0974 0,048298163 0,0212
tubo int 0,0762 0,0737 NA NA
Área de flujo (m2)
Cp
k m at G Di Re Pr
0,002890523 0,004266049 Ciclohexanol 2265,604592 0,000273677 649,9544833 0,116778326 23 0,004266049 5391,405078 0,0737 1451882,249 5,309577049
Agua 4187,9 0,00045 981,85 0,6565 73,52 0,002890523 25434,84057 0,048298163 2729902,375 2,870609292
J/K °C N/s m2 Kg /m3 W/m °C Kg/s m2 Kg/m2 s m
Agua Th1 Cp
k m at G DHT Ds Re Pt Nu hh1 hhie1 hh prom
Entrada 80 4201 0,000333 968,1 0,673 73,52 0,00289052 25434,8406 0,04829816 NA 3689057,26 2,0786523 4804,83962 66951,9683 NA
Th2 Cp
k m at G DHT Ds Re Pt Nu hh2 hhie2 hh prom
Ciclohexano Salida 50 4180,6 0,0005666 988,9 0,6412 73,52 0,00289052 25434,8406 0,04829816 NA 2168118,72 3,69421079 3804,16752 50503,6233 NA
Tc1 Cp
k m at G Di De Re Pt Nu hc1 hcie1
58727,7958 hcie prom
Entrada 5 2177,99131 0,0003607 673,22696 0,12522502 23 0,00426605 5391,40508 0,0737 0,0762 1101598,43 6,2735186 3268,51859 5553,59961 5371,3949
Tc2 Cp
k m at G Di De Re Pt Nu hc1 hcie2
Salida 53,9411657 2393,31475 0,00022338 627,486502 0,10873068 23 0,00426605 5391,40508 0,0737 0,0762 1778786,64 4,91692173 4350,1501 6417,83975 6207,2807
hcie prom
Después de algunos cálculos se llegó al dimensionamiento del siguiente intercambiador de calor, suponiendo que es de tubos y coraza
5789,3378
Uc Ud A L Nhor
1.5. RE-401
4540,0507 2379,46885 111,962354 467,698698 77,949783
156 26
1.5.1.1.
Lado tubos Flujo de Calor:
Determinación Determinación de la temperatura de la salida de los tubos:
= ∗ ∗ 1 2 4225 = 14,743 ∗ ° ∗180 108 = 14890, 14890,14 14 14 2 = 61+61 + 7, 59914890,∗ 3692 ° 2 = 81,5307 12 212 21 = 11 221 = 72° = ∗∆∗∆ 1 4 = 14890, 459∗72° 459∗72° = 281.792 = 1,5 = 4,1,25 = 0,05
Media logarítmica:
Área del Intercambiador:
Diámetro de los tubos, se calcula mediante la relación Lm/do= 1,5
Numero de tubos a emplear:
Numero de tubos:
Diámetro de haz de luz:
= ∗∗ ∗∗ = ∗0,∗ 0,05 ∗4,∗ 4,2 = 0,6592 = = 50,06,56967 = 768 Constantes K1 0,319 n1 2,142
1.5.1.2.
Lado carcasa
ℎ ℎ = ∗ 1// ℎ = 1,085 , ∗∗ = ∗ = 1,5 = 1,1,5 ∗ = 1,1,5 ∗ 0,0,0505 = 0,075 = +1+ 1
= 140,2+1 = 0, 3 8 = 0,0750,00,75050 ∗ 0,0461∗0,∗ 0,38 = 0,583 = ℎ ∗ ℎ ∗ ∗ ¨, = 1,294 = 1, 2 94 = 1,5 ℎ = 1,5 ℎ = 1,21,945 ℎ = 0,862
Diámetro equivalente:
Relación
Determinación Determinación del flujo de d e calor:
Consideraciones Consideraciones de diseño:
1.5.1.3.
Coeficiente Coeficiente Global:
= 0,199 ℎ ℎ = 1,1647 647 = 0,01212 = 4 ∗ = 4 ∗ 0,0,0505 = 0,03926
Distancia entre tubos y carcasa Determinada por la gráfica.
Resultando un diametro interno
Numero de tubos por paso:
Diámetro de la carcasa:
1.5.1.4.
Caída de presión
Velocidad tubos:
Numero de Reynolds
Perdida de carga en los tubos y carcasa:
= ∗∗ 7 = 0, 14,628∗1000 = 1,548 / = ∗ ∗ /3∗0,0∗010,0,199199 ∗0,0,∗ 046046 = 1068068 /3 = 36518,38 ∆ = 1546,59
1.6. CD-401
1.6.1.1.
Calculo para el numero de platos
1.6.1.2.
Numero de etapas
Es calculado mediante la ecuación
Donde se dan los siguientes datos:
0, 3 0 , 6 7 l o g g ∗ − 0, 0 86 3. 1 0 = log7 = 3,72
Aproximadamente 4 etapas ideales 1.6.1.3.
Reflujo mínimo
En el caso de tratarse de líquido saturado q=0 Así q se empleara otra ecuación para hallar el parámetro Ө
Se hace mediante una iteración
Ya con estos valores valores podemos hacer una correlación correlación de los valores Nm y Rm:
1.6.1.4.
Platos reales
= ἀἀ ∗Ө 1 = 0,0,15 1 = 0,05
Con los datos anteriores podemos obtener el número real de platos
:4.1
Eficiencia global de los platos considerada como 99%
1.6.1.5.
= 0.99 = 5
Localización de la alimentación:
Localización de la alimentación:
A partir de los siguientes datos podremos resolver la ecuación
44, 8 1 0, 0 01 0 , 8 2 log() = 0,206206 ∗l∗ log 1440ℎℎ ∗ ( 0,13 ) ∗ 2.10 − = 1,5 = ∗∗ = 5∗0,8 = 4
1.6.1.6. Columna: Altura de la columna:
Seleccionando Seleccionando una distancia entre platos de 0,8m 0 ,8m
Más la suma de las colas de 1.1 m
Diámetro de la columna:
= 5.1
Determinación Determinación del flujo liquido-vapor liquido -vapor (Fair):
1.6.1.7.
Rectificación:
6082,86 /ℎ 123, 1 23, 6 5/3 √ = 148045, ∗ /ℎ 104,32 /3 = 0,02626 = 1∗1 ∗ √ /3 123, 123 , 6 5/ 5 /3 3 = 0,15 ∗√ ∗ √ 104,104,3232/3 123,65/3 = 1,86 / 1 = 1 ∗ 0,2^0,^0,2 1 = 0,15∗ 0,0,728 ^0,2
1 = 0,196 = % ∗∗ = 0,0,8 ∗ 1,1,8686 // = 1,49/ = 0,0263/ℎ = 5370, 9 /ℎ = 1,24² = √ 4 ∗ = √ 4∗1,4∗1, 24 = ′1,32 = 2∗2 ∗ ∗∗ ∗1,2 ∗ ′ + = 2 ∗ 0,0,7878 ∗2,03,949∗ 1,31,12 ,2 ∗ 2,2,3434 = 0,0167 1.6.1.8.
Agotamiento:
6082,86 /ℎ 123, 1 23, 6 5/3 √ = 148045, ∗ /ℎ 104,32 /3 = 0,08585 = 1∗1 ∗ √ /3 123, 123 , 6 5/ 5 /3 3 = 0,13 ∗√ ∗ √ 104,104,3232/3 123,65/3
= 1.61 / 1 = 1 ∗ 0,2^0,^0,2 1 = 0,13∗ 0,0,62^0,^0,2 1 = 0,161 = % ∗∗ = 0,0,8 ∗ 1,1,6161 // = 1,29/ = 66,743/ℎ = 4654, 5 /ℎ = 1,43² = √ 4 ∗ = √ 4∗1,4∗1, 43 = ′1,35 = 2∗2 ∗ ∗∗ ∗1,2 ∗ ′ + = 2 ∗ 0,6 ∗0,0,∗2,3949∗ 1,351,1,2 ∗ 2,2,34 = 0,0167
7. EVALUACION ECONOMICA Para realizar la evaluación económica se tiene en cuenta el capital inmovilizado el cual se usa para la compra de los equipos y materiales de la planta. Se tendrá en cuenta tanto el costo de los equipos como la instalación de estos. El valor de los equipos es de 12 €/Kg si el material del equipos es de acero inoxidable (AISI 304) al
año 1970. En el año 2014 el dólar cuesta 1,3636 por cada euro. A continuación se mostrara el valor de los equipos: EQUIPO
FUNCION DEL EQUIPO
TK-101 Tanque de almacenaje (A/B/C/D/E/F/G/H/I) TK-102 (A/B/C/D) Tanque de almacenaje TK-201 Tanque de mezcla TK-301 (A/B) Tanque de mezcla TK-401 (A/B) Tanque condensados TK-601 (A/B) Tanque condensados TK-602 (A/B) Tanque condensados T-601 Tanque de mezcla R-201 (A/B) Reactor TS-301 Columna Stripping TA- 301 Columna de Absorción CD-401 Columna de destilación SCR-301 (A/B) Reactor Catalítico RS-401 (A/B) Regenerador Catalizador CR-601 (A/B/C/D) Cristalizador CR-602 (A/B) Cristalizador SI-701 Silos (A/B/C/D/E/F) CL-701 (A/B) Ciclón TOTAL
N° DE EQUIPOS
PESO (Kg)
Valor unitario
9
9733
5 1 2 2 2 2 1 2 1 1 1 2 2 4 3
Valor (€)
Valor (USD)
116796
1051164
1433367,23
7779 5997 5074 612 202 99 4035 7970 979 2654 3104 442 19 10093 8221
93348 71964 60888 7344 2424 1188 48420 95640 11748 31848 37248 5304 228 121116 98652
466740 71964 121776 14688 4848 2376 48420 191280 11748 31848 37248 10608 456 484464 295956
636446,664 98130,1104 166053,754 20028,5568 6610,7328 3239,9136 66025,512 260829,408 16019,5728 43427,9328 50791,3728 14465,0688 621,8016 660615,11 403565,602
6
5395
64740
388440
529676,784
2 48
807 73215
9684 878580
19368 3253392
26410,2048 4436325,33
(€)
Para los equipos anteriores solo se tiene que realizar la corrección por año ya que están hechos del mismo material de fabricación del año 1970. Esto se realiza por el índice CEPCI al año 2013. Se realizara una muestra de cálculo para el equipo TK-101:
= () = 1433367,23 ( 567,125,37)
= 6468967,6 = 1+ +
El costo de instalación para este equipo
Donde el f traída lo obtenemos de la tabla 3, el cual será un factor ponderado de 0,2 y el f ins de la tabla 2, se tomara el promedio global de 1,10 para aplicarlo a todos los equipos.
= 6468967,6 1+ 0,2+1,10 = 14878625,48 Para los demás equipos, el costo al año 2013 en dólares y euros, y el costo de instalación es:
EQUIPO TK-101 (A/B/C/D/E/F/G/H/I) TK-102 (A/B/C/D) TK-201 TK-301 (A/B) TK-401 (A/B) TK-601 (A/B) TK-602 (A/B) T-601 R-201 (A/B) TS-301 TA- 301 CD-401 SCR-301 (A/B) RS-401 (A/B) CR-601 (A/B/C/D) CR-602 (A/B) SI-701 (A/B/C/D/E/F) (A/B/C/D/E/F) CL-701 (A/B)
FUNCION DEL EQUIPO Tanque de almacenaje Tanque de almacenaje Tanque de mezcla Tanque de mezcla Tanque condensados Tanque condensados Tanque condensados Tanque de mezcla Reactor Columna Stripping Columna de Absorción Columna de destilación Reactor Catalítico Regenerador Catalizador Cristalizador Cristalizador Silos Ciclón TOTAL
Valor (USD)
Valor (€)
COSTO DE INSTALACION Dólares Euros (€) (USD)
6468967,62 4744036,1 14878625,5
10911283,02
2872364,3 442873,601 749421,594 90391,4103 29835,0733 14622,1399 297981,487 1177156,11 72298,3584 195995,754 229227,89 65282,6852 2806,26927 2981439,56 1821342,61 2390498,33 119192,595 20021697,4
4844850,315 747000,0601 1264058,131 152464,2444 50323,16563 24663,33365 502608,8449 1985522,921 121946,4831 330588,3208 386641,3518 110113,0654 4733,367064 5028828,819 3072079,787 4032081,365 201043,5379 33770830,13
2106456,66 324782,635 549590,492 66288,8019 21879,6372 10723,1885 218525,585 863270,835 53020,21 143734,053 168104,936 47875,2458 2057,98568 2186447,31 1335686,86 1753078,85 87410,2339 14682969,6
6606437,89 1018609,28 1723669,67 207900,244 68620,6687 33630,9218 685357,421 2707459,06 166286,224 450790,234 527224,147 150150,176 6454,41933 6857310,98 4189088 5498146,15 274142,968 46049904
Ahora como los demás equipos no están fabricados en AISI 304 al costo hallado toca aplicarle además de la corrección por año, la corrección por material.
AGITADORES El costo de los agitadores los hallaremos por medio de la ecuación, Towler y Sinnot, tomando los valores para los agitadores propela. Donde a=4300, b=1920 y n=0,8, el Q varía dependiendo del agitador ya que manejan diferentes potencias, se tomara como ejemplo el AC-601.
= + , = 4300 + 19201,282 = 6642,13 = 6642,13 567,2,2,43 = 15941,11 = 15941,11 (478,6) = 18895,51 = 18818895,95,5151 1+1 + 0,0,2 + 1,1,1010 = 43459,67
Aplicando el factor de corrección corrección por material y por año:
Por último el costo de instalación:
Para los demás agitadores obtuvimos:
COSTO INSTALACION EQUIPO
FUNCION EQUIPO
AC-601 AC-602 AT-601 AT-301 AR-201 AT-201
Agitador CR-601 Agitador CR-602 Agitador T-601 Agitador TK-301 Agitador R-201 Agitador TK-201
N° PARAMETRO VALOR EQUIPOS (KW) (USD)(2013) 4 2 1 2 2 1
1,282 0,876 37,799 52,573 3,594 3 TOTAL
18895,5237 17145,7312 112080,039 142238,44 27431,6286 25386,3779 343177,741
Dólares (USD)
Euros (€)
173838,818 78870,3636 257784,091 654296,826 126185,492 58388,6692 1349364,26
127485,199 57839,8091 189046,708 479830,468 92538,4948 42819,4992 989560,178
INTERCAMBIADORES DE CALOR Para los intercambiadores de coraza y tubos de cabeza flotante emplearemos la ecuación, Towler y Sinnot, tomando los valores de a=11000, a =11000, b=115 y n=1, el Q varía dependiendo d ependiendo del intercambiador ya que manejan diferentes capacidades. Se tomara como ejemplo el IC-201.
= +
= 11000 +115136 = 26640 = 26640 (567,478,36) = 31577,25 = 31531577,77,2525 1+1 + 0,0,2 + 1,1,1010 = 72627,67 = 500 +11005 = 6000 = 6000 (567,478,36) = 7111,9 = 7117111,1,9 1+1 + 0,0,2 + 1,10 = 16357,37
Solo se aplica el el factor de corrección corrección de 1,7 a IC-701 y IC-702 ya que están en acero al carbón. carbón. Aplicando la corrección por año:
Por último el costo de instalación:
Para el intercambiador IC-302 que es de tubos concéntricos se empleara la misma ecuación, pero tomando los valores de a=500, b=1100 y n=1.
Aplicando la corrección por año:
Por último el costo de instalación:
Obteniendo para los demás intercambiadores:
COSTO INSTALACION EQUIPO
MATERIAL
N° EQUIPOS
IC-201 IC-301 IC-302 IC-701 IC-702 CN-401 CN-301 CN-601
Acero Inoxidable Acero Inoxidable Acero Inoxidable Acero Carbón Acero Carbón Acero Inoxidable Acero Inoxidable Acero Inoxidable
2 1 1 1 1 1 2 1
PARAMETRO VALOR 2 (m ) (USD)(2013) 136 33 5 11 63 812 1074 987
31577,2503 17536,9902 7111,99331 24714,7694 36764,8568 123724,977 159439,037 147579,788
Dólares (USD)
Euros (€)
145255,351 40335,0774 16357,5846 56843,9697 84559,1706 284567,447 733419,569 339433,512
106523,432 29579,8456 11995,8819 41686,6894 62011,7121 208688,36 537855,36 248924,547
CN-602 RE-401 E-301
Acero Inoxidable Acero Inoxidable Acero Acero Inoxidable
1 1 1
179 483 1843 TOTAL
37438,7181 78877,9325 264263,892 929030,204
86109,0517 181419,245 607806,951 2576106,93
63148,3219 133044,327 445736,983 1889195,46
BOMBAS CENTRIGUGAS Para las bombas centrifugas centrifugas usaremos la siguiente ecuación, ecuación, en la cual varía los los valores de Q A:
= () , 0, 5 52 = 1970( 1 ) = 1600 = 1600 567,2,2,34 = 3840 = 3840 (391,1) = 5570 = 5570 5570 1+1 + 0,0,2 + 1,10 = 12811
Tomaremos como como ejemplo la bomba centrifuga centrifuga P-101/P-102:
Aplicando el factor de corrección corrección por material y por año:
Por último el costo de instalación:
Para las demás bombas se obtuvo:
COSTO INSTALACION EQUIPO
FUNCION EQUIPO
P-101/P-102 P-103/P-104 P-105/P-106 P-107/P-108 P-201/P-202 P-203/P-204 P-205/P-206 P-207/P-208 P-301/P-302
Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga
N° PARAMETRO VALOR EQUIPOS (kW) (USD)(2013) 2 2 2 2 2 2 2 2 2
0,552 0,2061 0,699 0,14 3,658 3,1942 3,1942 3,1942 0,5594
5570,33241 3945,75152 6050,19604 3446,25372 10797,861 10297,4377 10297,4377 10297,4377 5596,35553
Dólares (USD)
Euros (€)
25623,5291 18150,457 27830,9018 15852,7671 49670,1604 47368,2133 47368,2133 47368,2133 25743,2355
18791,0891 13310,6901 20409,8722 11625,6726 36425,7557 34737,6161 34737,6161 34737,6161 18878,8761
P-303/P-304 P-305/P-306 P-307/P-308 P-309/P-310 P-311/P-312 P-313/P-314 P-401/P-402 P-601/P-602 P-603/P-604 P-605/P-606 P-607/P-608 P-609/P-610 P-611/P-612 P-613/P-614 P-615/P-616 P-617/P-618
Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga Bomba centrifuga
2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2
0,5594 1,391 1,391 27,232 5,1078 4,887 1,1261 0,63296 0,63296 0,63296 0,63296 0,8243 0,515 0,515 0,515 0,1766 TOTAL
5596,35553 7697,80545 7697,80545 21801,1937 12136,2439 11949,9821 7149,14937 5843,64909 5843,64909 5843,64909 5843,64909 6409,62011 5436,69495 5436,69495 5436,69495 3738,08507 190159,985
25743,2355 35409,9051 35409,9051 100285,491 55826,7218 54969,9176 32886,0871 26880,7858 26880,7858 26880,7858 26880,7858 29484,2525 25008,7968 25008,7968 25008,7968 17195,1913 874735,931
18878,8761 25967,9562 25967,9562 73544,6547 40940,6877 40312,3479 24117,107 19713,1019 19713,1019 19713,1019 19713,1019 21622,3618 18340,2734 18340,2734 18340,2734 12610,1432 641490,123
Finalmente sumamos sumamos el valor de todos los equipos ya instalados instalados para obtener el costo costo de la planta EQUIPO Equipos en AISI 304 Agitadores Intercambiadores Intercambiadores Bombas centrifugas TOTAL
COSTO (USD) 46049903,97 1349364,259 2576106,929
33770830,1 989560,178 1889195,46
874735,9314
641490,123
50850111,09
37291075,9
COSTO (€)
8. DTI DEL AREA 200
De los tanques que almacenan HNO3 y Ciclohexanol viene una corriente al tanque mezclador, esta es controlada por un bypass con válvulas manuales, que se dan en caso que se presente alguna eventualidad. La variable a controlar en el proceso es el nivel del tanque de mezcla y de esta manera toca manipular el flujo de entrada a este tanque, presentando el siguiente lazo de control. El flujo se controla mediante una válvula con actuador actuador tipo hongo que esta normalmente cerrada; El lazo de control comienza mediante la transducción de una señal de entrada en función del nivel (LAL y LAH) que son indicadores de alarma de nivel bajo y alto respectivamente, convirtiéndola a una señal de salida mediante una conexión a proceso que llega los convertidores que se encargan en recibir la señal de salida estándar. Continuamente Continuamente después de indicar alguna de alto o bajo nivel, mediante una conexión a proceso se llega a un transmisor de nivel (LT) donde capta la variable del proceso a través del elemento primario y la transmite al Indicador(I), donde transmite la señal en forma de una señal neumática, llegando finalmente a la válvula controladora de nivel, pero un error encontrado es que la señal de la válvula no debería decir TCV (válvula controladora de temperatura) sino LCV (válvula controladora de nivel) debido a que se encargaría de comparar la variable de campo con un valor “set point”, ejerciendo una acción correctiva sobre el nivel y no a la
temperatura, acorde a la desviación producida. Todos estos lazos de control están ubicados en el panel. Para tener mayor fiabilidad en esta parte del proceso, es bueno tener válvulas manuales en las corrientes de entrada y salida del tanque, por si hay algún fallo en el lazo de control anteriormente descrito. Dos corrientes se desprenden desprenden del tanque de mezcla y llegan a dos intercambiadores de calor que se mostraran a continuación:
La principal función del del intercambiador intercambiador de calor es modificar la temperatura temperatura de alguna de las corrientes, dando un un intercambio entre dos corrientes corrientes de proceso; distinguiéndose, distinguiéndose, pues, de aquellas en las que un fluido de proceso se calienta o enfría empleando corrientes auxiliares, exponiendo de esta esta manera que la variable a controlar es la temperatura del fluido de proceso, manipulando el fluido de servicio. Dicho esto se expone el siguiente lazo de control. Debido a que hay dos intercambiadores de calor con la misma función, el lazo de control es igual en ambos casos por lo que se describirá únicamente uno de ellos. Inicialmente se encuentra un transmisor de temperatura en la corriente de servicio, donde capta la variable de proceso y transmitiéndola a distancia mediante mediante una señal neumática a un controlador. Este controlador, aunque suene redundante, controla la temperatura del fluido de servicio, comparando la variable de campo con la estándar y así general la respectiva desviación de dicha temperatura. Posteriormente llega a un indicador de temperatura donde llega al elemento final de control indicado como (TCV) válvula controladora de temperatura, donde modifica el flujo de la corriente de salida del proceso acorde con la temperatura indicada. Entre menor flujo de salida, mayor será la temperatura absorbida por el fluido de servicio. Todos estos lazos de control están ubicados en el panel. Para tener mayor fiabilidad en esta parte del proceso, es bueno tener válvula manuales en las corrientes de entrada y salida del intercambiador de calor, ya sea del flujo del proceso o del fluido de servicio, por si hay algún fallo en el lazo de control anteriormente descrito. Finalmente llegamos a la parte principal del proceso donde nos encontraremos con dos reactores, la función de ellos es proporcionar las condiciones apropiadas para llevar a cabo, dentro de unos parámetros establecidos, la reacción de oxidación en fase líquida entre la corriente de ciclohexanol que sale de los tanques (del TK-102A/B/C/D/E) y la solución de ácido nítrico mezclada con la recirculación, recirculación, que se bombea desde el tanque mezcla (TK-201).
Debido a que hay dos intercambiadores de calor con la misma función, el lazo de control es igual en ambos casos por lo que se describirá únicamente uno de ellos. Para describir describir el lazo de control que este este lleva, primero primero tenemos que evaluar las variables a controlar y como este proceso lleva una reacción las condiciones a controlar es la presión y temperatura que son los factores que afectan al rendimiento de la reacción. Conjuntamente, como tenemos un flujo constante de entrada y salida, también es pertinente controlar el nivel que lleva este, para evitar excesos de producto y principalmente la dosificación correcta para tener la respectiva concordancia en la ecuación descrita en la tesis. Primero evaluaremos el lazo de control para la presión, donde se modificara en una corriente de alivio que sale del reactor y comenzamos principalmente con la transmisión del valor de la presión, donde capta esta variable y la transmite neumáticamente a un controlador, donde su función comparar la variable leída leída en el transmisor y compararla con el valor set point ya previamente calibrado calibrado y calculado. A continuación llegara al indicador indicador de presión, donde se obtendrá la lectura lectura de presión y la transmitirá al elemento elemento final de control PCV (válvula controladora de de presión) donde dicha válvula válvula tiene un actuador tipo tipo hongo que esta normalmente cerrado, ejerciendo un control en el flujo de paso, modificando de est a manera la presión. Después de esto, se evalúa el lazo de control de la corriente de servicio, que nos ayuda a mantener una temperatura ideal en el proceso, comenzando con un transmisor de temperatura en la corriente de entrada del flujo de servicio, donde este recibe la señal de entrada y la modifica a una señal de salida, captando de esta manera la variable de temperatura y transmitiéndola a distancia a un controlador de temperatura, donde se encarga de comparar el valor leído en el campo con un valor estadar set point ejerciendo una acción correctiva en dicha variable. A continuación llegara al indicador de temperatura, donde se obtendrá la lectura de temperatura y la transmitirá al elemento elemento final de de control TCV (válvula controladora controladora de
temperatura) donde regula el flujo de la corriente de servicio acorde a los requerimientos del proceso. El flujo se controla mediante una válvula con actuador actuador tipo hongo que esta normalmente cerrada; El lazo de control comienza mediante la transducción de una señal de entrada en función del nivel (LAL y LAH) que son indicadores de alarma de nivel bajo y alto respectivamente, convirtiéndola a una señal de salida mediante una conexión a proceso que llega los convertidores que se encargan en recibir la señal de salida estándar. Continuamente después de indicar alguna de alto o bajo nivel, mediante una conexión a proceso se llega a un transmisor de nivel (LT) donde capta la variable del proceso a través del elemento primario y la transmite al Indicador (I), donde transmite la señal en forma de una señal neumática, llegando finalmente a la válvula controladora de nivel LCV (válvula controladora de nivel) modificando la una de las corrientes de salida del reactor. Todos estos lazos de control están ubicados en el panel. Para tener mayor fiabilidad en esta parte del proceso, es bueno tener válvula manuales en las corrientes de entrada y salida del reactor, ya sea del flujo del proceso o del fluido de servicio, por si hay algún fallo en el lazo de control anteriormente descrito.
Por último, nos encontramos con las bombas del sector 200, donde son controladas mediante válvulas de compuerta con actuador manual en la entrada y salida pero adicionalmente en flujo de salida, se controla controla con válvulas de retención. De esta manera manera tanto el flujo de entrada y salida de las bombas están están reguladas y controladas.
9. DISTRIBUCION DE PLANTA
60m
30m
30m
30m
1.5m
3m
1.5m
1.5m
60m
3m 30m
1.5m
1.5m
30m
30m
30m
30m
1.5m
1.5m
60m
60m
7.5m
3m
1.5m 30m
3m
1.5m 3m
3m
3m
1.5m
1.5m
1.5m
30m 1.5m
1.5m
1.5m
1.5m
1.5m 3m 1.5m 1.5m
1.5m
3m
1.5m
1.5m 1.5m
1.5m
1.5m
1.5m
3m
1.5
1.5m
3m
1.5m
1.5m
1.5m
3m
1.5m 1.5m
1.5m 1.5m
1.5m
10. SEGURIDAD En la industria química, la seguridad e higiene industrial son un punto clave para hacer el diseño de las medidas de seguridad que deben incorporar la planta, teniendo en cuenta los posibles peligros que comporta su actividad. Así pues, es necesario hacer un estudio de los peligros existentes. La clasificación de la producción de ácido adipico se establece, según la normativa, como una actividad industrial insalubre y peligrosa. Los productos se pueden clasificar de la siguiente manera:
Clase A: Productos licuados a presión absoluta de vapor a 15 °C superior a 1 bar. Según la temperatura de almacenaje se puede considerar en dos subclases: subclase A1 (se almacenan a una temperatura inferior a 0°C) y subclase A2 (se almacena a otras condiciones) Clase B: Productos con un punto de inflamación inferior a 55 °C y no están en la clase A. según su punto de inflamación se pueden considerar: subclase B1 (punto de inflamación inferior a 38 °C) y subclase B2 (punto de inflamación igual o superior a 38°C e inferior a 55°C) Clase C: Con C: Con un punto de inflamación comprendido entre 55 °C y 100 °C Clase D: Con D: Con punto de inflamación superior a 100 °C
Se establecen tres clases de líquidos tóxicos, de acuerdo con la legislación sobre clasificación, envasado y etiquetado de sustancias.
Clase T+: Muy toxico Clase T: Toxico T: Toxico Clase Xn: Nocivo
Con esto podemos clasificar los productos y reactivos del proceso así:
Ciclohexanol: Ciclohexanol: Clase X n Ácido nítrico: Clase A y Clase T+ Ácido adipico: Clase X n Ácido glutarico: Clase T Acido succínico: Clase X n
Las frases R y S aplicables al proceso de producción de ácido adipico son:
R8: Peligro de fuego en contacto con materias combustibles. R35: provoca quemaduras graves. R36: Irrita los ojos R20/22: Nocivo por inhalación e ingestión. R37/38: Irrita las vías respiratorias y la piel.
o o o
o o o o
S2: Manténgase fuera del alcance de los niños. S23: No respirar los gases/humos/vapores/aerosoles. gases/humos/vapores/aerosoles. S26: En caso de contacto con los ojos, lávense inmediata y abundantemente con agua. Acuda l un médico. S36: Úsese indumentaria protectora adecuada. S45: En caso de accidente o malestar, acúdase inmediatamente al médico. S1/2: Consérvese bajo llave y manténgase fuera del alcance de los niños. S24/25: Evítese el contacto con los ojos y la piel.
