ANTEPROYECTO DE PRODUCCIÓN DE MTBE
Jaime González Elizabeth Pérez Cárdenas Stefania López García Ma. Fernanda Jiménez Correa Liliana E. Bedolla Orozco Santiago G
0
Índice. Nombre del anteproyecto Objetivo
2 2
Localización
2
Alcance
2
Matriz de materias primas
3
Matriz de operaciones unitarias
5
Matriz de bases de diseño
9
Balances de materia
12
Justificación de los equipos
19
Justificación de sistemas de bombeo
33
Matriz de servicios
46
Balances de energía
47
Programación general de la propuesta
56
Diagrama BDF
60
Diagrama PFD
61
Planos de localización
64
Conclusión
65
Bibliografía
66
1
Índice. Nombre del anteproyecto Objetivo
2 2
Localización
2
Alcance
2
Matriz de materias primas
3
Matriz de operaciones unitarias
5
Matriz de bases de diseño
9
Balances de materia
12
Justificación de los equipos
19
Justificación de sistemas de bombeo
33
Matriz de servicios
46
Balances de energía
47
Programación general de la propuesta
56
Diagrama BDF
60
Diagrama PFD
61
Planos de localización
64
Conclusión
65
Bibliografía
66
1
Nombre del anteproyecto:
Propuesta de instalación de un proceso para la obtención de Metil Ter-Butil Éter. Objetivo: •
A partir partir de las siguientes siguientes materias materias primas: CH 3OH, C4H8, 1-buteno, Trans-2-Buteno.
•
Sistema de control básico en operaciones operaciones unitarias.
•
Peligrosidad: Peligrosidad : inflamabilidad 3, salud 0, reactividad reactivida d 0.
•
Obtención del MTBE para comercializarlo comercializ arlo dentro de la República Mexicana y para exportarlo.
Localización:
Se propone la localización en un Parque Industrial en Querétaro por las siguientes razones: •
Agua potable en todo momento.
•
Electricidad de 250 KVA hasta 350 KVA.
•
Terreno firme, cuadrado, sin minas, fangos, ríos, cercanos.
•
Descarga de aguas pluviales 100 litros/segundo litros/segundo mínimo.
•
Centros urbanos cercanos: Ciudad de Querétaro.
•
Cuenta con vías de comunicación excelentes por carreteras. carreteras.
•
Acceso a mano de obra calificada.
•
Con vías de comunicación excelentes por carreteras.
Infraestructura complementaria: bomberos, policía, universidades, centro de investigación, investigación, centros de distribución.
•
Alca Al canc nc e: •
•
•
Producción Producci ón industrial que cumplirá al 100% con la fisicoquímica fisico química estipulada más adelante. La capacidad de producción de la planta del MTBE será de 112,200 ton/año. La planta estará operando 300 días al año. El resto de días se dedicarán al mantenimiento de la misma. 2
•
Se describe de forma general el diseño de todos los equipos involucrados en el proceso.
Matriz de materias prim as. Materias primas MP Producto terminado PT Subproducto SP
Algunas Características Fisicoquímicas
• •
METIL TERT-BUTIL ÉTER (MTBE) (C5H12O) (PT)
• • • • •
• •
AGUA DE PROCESO (H2O) (MP, SP, PT)
• • • • •
• • •
METANOL (CH3OH) (MP, SP)
• • •
• •
Presión de vapor: 245 mm Hg @ 25 ° C Densidad (agua = 1); 0,7 g/ml Peso específico: 0.74 N/m3 Solubilidad (en agua): 4,8 g / 100 ml a 20 ° C Punto de fusión: -109 ° C Punto de ebullición: 55 ° C Peso molecular: 88.2 g/mol Estado físico y aspecto: Líquido Color: Incoloro Punto de ebullición: 100 ° C (212 ° F) Punto de fusión: 0°C Densidad: 1 g/cm 3 a 4°C Olor: Inodoro Sabor: Insípida Punto de fusión: -97.8 °C Punto de ebullición: 64.7 °C Densidad: 0.81 g/ml Límites de explosividad (% en volumen en el aire): 6-36.5 Temperatura crítica: 240 °C Tensión superficial (din/cm): 22.6 Calor específico (J/g K): 1.37 (vapor a 25 °C) y 2.533 (líquido a 25 °C) Presión de vapor (mm de Hg): 127.2 (a 25 °C) Viscosidad (cP): 0.541 (líquido a 25 °C)
3
• •
ISOBUTILENO (I – BUTENO) (C4H8) (MP, SP)
• • • • •
•
1-BUTENO (C4H8) (MP, SP)
• • • •
TRANS-2-BUTENO (C4H8) (MP, SP)
• • • •
CATALIZADOR
•
Punto de ebullición: -6.9°C Punto de fusión: -140.3°C Densidad relativa (agua = 1): 0.59 Solubilidad en agua, g/100ml a 20°C: 0.03 Presión de vapor, kPa a 20°C: 257 Densidad relativa de vapor (aire = 1): 1.94 Punto de inflamación: -76.1°C Fórmula: CH2=CH –CH2 –CH3 Punto de fusión: –185,3 °C Punto de ebullición: –6,26 °C Solubilidad en agua: 200 g/l Nº CAS: 00106-98-9 Punto de fusión: –105,5 °C Punto de ebullición: 0,96 °C Solubilidad en agua: 5 g/l Nº CAS: 00624-64-6 Resina de intercambio iónico soportado en una resina de sulfonato de estireno y divinilbenceno con centros ácidos.
4
Matriz de Operacion es Unitarias del Proc eso de Obtención d e MTBE
Operación Unitaria
Reacción R-901 El reactor es adiabático y la reacción es exotérmica.
Funciones
Nomenclatura de los Equipos Involucrados Básicos Aquí es donde se produce la R-901, reacción con: metanol, E-901, buteno,1-buteno,2-buteno. P-901. El reactor es adiabático y la reacción es exotérmica. Por lo tanto, el calor generado por la reacción eleva la temperatura de la corriente de salida. La temperatura de salida es una función de la conversión.
Condiciones de Operación
✓
✓
6 ✓ •
7
•
R-901 V = 9.35 m3 Índice de presión máxima de 32 bar E-901(Vapor) Temp in=254 °C Temp out=240 °C Flujo E-901 =57227.7 Kg/h Línea 6 Flujo=44065.70 Kg/h Temp=26.91 °C P=3000Kpa Línea 7 Flujo =44065.70 Kg/h Temp=82 °C P=2965 Kpa
BIBLIOGRAFÍA : Adjeroh, D. A., 2015. DESIGN OF AN MTBE PRODUCTION PROCESS. West Virginia: West Virginia University. Al-Harthi, F., 2008.. Modeling and simulation of a reactive distillation unit for production of MTBE. s.l.:King
Saud University,. Himmelblau, D. M. & Riggs, J. B., 2004. Basic Principles and Calculations in Chemical. 7th Edition ed. Englewood
Cliffs: Prentice Hall. Lidderdale, T.,
2000. MTBE, Oxygenates, and Motor Gasoline, s.l.: Energy Information Administration . Matyash, V. et al., 2016. Methyl Tertiary Butyl Ether (MTBE): 2016 World Market Outlook and Forecast up to 2020. Birmingham : Merchant
Research & Consulting, Ltd.. Rocque, A. J., 2000. Use of Methyl Tertiray Butyl Ether (MTBE) as a Gasoline Additive, Connecticut:
Departmant of Enviromental Protection. Winterberg, M., Schulte-Korne, E., Peters, U. & Nierlich, F., 2010. Methyl Tert-Butyl Ether. In: Ullmann's Encyclopedia of
Industrial Chemistry. Weinheim:
Wiley-VCH.
5
Destilación Fraccionada T-901
La presión es controlada por una válvula, que no se muestra en el PFD, en la corriente de producto de R901. En esta columna se produce la separación de metanol y MTBE.
T-901, E-902, E-903 P-902, P-911, X4, X3,V-902 8
9
•
•
Intercambio de En este intercambiador de E-902, calor, algunos de los T-901, Calor contenidos de la corriente E-902 que sale del fondo del T-901 yendo a E-902 son vaporizados y devueltos a la columna. La cantidad devuelta a la columna es igual a la cantidad en la corriente 8.
✓
8
✓
T-901 Presión máxima de 6,5 bar Bandejas eficientes 48% Ratio de reflujo = 3.44 19 atm V-902 P=19 atm Temp= Temp = 64.7 °C E-903 Temp in =30°C Temp out =40 °C E-902 Temp in =254°C Temp out ou t =240°C E-902 Flujo= Flujo = 128706.77 Kg/h Línea 8 Flujo= Flujo = 44065.70 Kg/h Temp=127.57 Temp =127.57 °C P=2915 Kpa Línea 9 Flujo= 12973.05 kg/h Temp=178.46 Temp =178.46 °C P=1925 Kpa
E-902 E-902 (Vapor) (Vapor ) Q = 43.908 MJ / h Presión máxima de 23 bar Temp in = 254°C Temp out = 240°C Flujo= 128706.77 Kg/h Línea 8 Flujo =44065.70 =44065.70 Kg/h Temp=127.57 Temp =127.57 °C P=2915 Kpa
6
Ab s or c ió Abs ión n En columna de platos. T-902
El absorbedor funciona a 5 T-902, X-6 atm y 90 ° C (corrientes de P-902, P-903 salida y Stream 11). El agua P-907, P-909 de proceso enviada al depurador se controla de modo que se utilizan 5,0 10,11, kmol de agua por cada 1,0 12,13, kmol de metanol. 14.
✓
•
•
•
T-902 Caída de presión de 6,86 kPa / m 5,0 kmol de agua por cada 1,0 kmol de metanol. 5 atm Temp= 90 °C 99% metanol Línea 10 Flujo= Flujo = 31272.80 Kg/h Temp=134.37 Temp =134.37 °C P=1900 Kpa Línea 11 Flujo= Flujo = 31272.80 Kg/h Temp= Temp = 110.36 °C P=500 Kpa Línea 12 Flujo= Flujo = 21618.00Kg/h
•
•
Destilación Fraccionada T-903
La presión es controlada por una válvula en la corriente de producto de T-903, que no se muestra en el PFD. En esta columna se produce la separación de metanol y agua.
T-903, P-903, P-904 P-908, P-910 E-904, E-905 X-7, X-8, X-9 V-903
✓
•
15,16, 17 •
Temp=30 Temp =30 °C P=450 Kpa Línea 13 Flujo= Flujo = 18828.85 Kg/h Temp=83.49 Temp =83.49 °C P=110 Kpa Línea 14 Flujo= Flujo = 34061.93 kg/h Temp=83.12 Temp =83.12 °C P=160 Kpa
T-903 Relación de reflujo = 1.62 5 atm 14.99% metanol 99% agua Línea 15 Flujo= Flujo = 34061.93 kg/h Temp=70.73 Temp =70.73 °C P= Línea 16 Flujo= Flujo = 16590.16 kg/h Temp=56.27 Temp =56.27 °C P=500 Kpa 7
•
✓
✓
Línea 17 Flujo= Flujo = 17471.77 kg/h Temp =155.61 °C P=550 Kpa E-904 (Vapor (Vapor ) Temp in=254 in =254 °C Temp out=240 out =240 °C E-905 (Agua de enfriamiento) Temp in= in = 30 °C Temp out= ou t= 40 °C
8
MATRIZ DE BASES DE DISEÑO DEL MTBE Operación Unitaria Reacción Exotérmica
Bibliografía: Levenspiel. Ingeniería de las Reacciones Químicas. Octava Edición. Editorial Limusa. 2012. Destilación Fraccionada
Bibliografía: Judson King c. Procesos de Separación. Editorial Repla, S.A. 1987. Intercambiado de calor (tubos y coraza)
Bases de diseño Definir la cinética química de la reacción. En función de los factores que afectan la velocidad de una reacción química; concentración, temperatura y medio. Determinación del volumen del reactor para obtener una determinada cantidad de producto. Considerar lo siguiente: Reacción química: termodinámica, fenómenos de transporte, cinética química y ecuación cinética. Fases presentes: Homogénea o Heterogénea. Régimen Térmico: Isotérmico o Adiabático. Grado de Mezcla: Ideal o no ideal. Modo de operación: discontinua, semicontinua y continua. El número de etapas o platos necesarios para una determinada separación se puede calcular teóricamente. Es necesario fijar valores de un conjunto completo de variables independientes como es el diámetro de la columna, tipo de relleno de la columna. La eficiencia de la destilación óptima depende de múltiples factores como la diferencia de los puntos de ebullición de los componentes de la mezcla, la presión y otros parámetros fisicoquímicos de los componentes. Espacio pequeño entre coraza, tubos y las placas, para minimizar las fugas. Placas deflectoras perforadas del 25% para favorecer el flujo transversal y aumentar la velocidad media del fluido en la coraza. Distancia entre placas deflectoras no menores a 1/5 del diámetro de la coraza
9
ni mayor del diámetro interno de la misma. Asignar arreglo de flujos en un intercambiador a partir de los balances de materia y energía. Estimaciones de velocidades de transferencia de calor (vapor/fluido). Área de superficie de calentamiento del intercambiador, a partir del coeficiente global y el delta T promedio. Coeficientes de transferencia de calor del lado de la coraza y tubos lo más altos posibles. Obtención de la diferencia de temperatura media logarítmica (LMTD). Distancia mínima entre los centros de los tubos de 1.25 veces el diámetro exterior de estos.
Bibliografía: Standards of the TEMA. Tubular Exchanger Manufacturers. Association (TEMA) 7° Ed. Nueva York 1988. American Society of Mechanical Engineers (ASME). Boiler and Pressure Vessel Code. Nueva York 1995. El diseño implica la elección del Abso rci ón adsorbente y el tamaño de la partícula, seleccionando una velocidad apropiada para obtener el área del lecho, y también determinar la longitud del lecho para un ciclo de tiempo determinado o calcular el tiempo de ruptura para una longitud escogida. Utilizando una longitud de lecho menor significa un pequeño inventario de adsorbente y una baja caída de presión en el lecho. Sin embargo, el lecho más corto significa una regeneración más frecuente y altos costos de regeneración. Bibliografía: Mc Cabe. Operaciones Unitarias en Ingeniería Química. 7° Edición. Mc Graw Hill Editorial. 1990. La elección de una bomba centrífuga Bombeo Centrífugo para fines prácticos debe cumplir con
10
ciertas especificaciones como las siguientes: presión, capacidad máxima, presión diferencial, intervalo de viscosidad del fluido, intervalo de eficiencia, instalación, mantenimiento, condiciones de cavitación, tipos de fluidos (alta viscosidad baja, newtonianos o no newtonianos, abrasivos o no abrasivos, corrosivos o no corrosivos) y servicios de capacidad variable. El acero al carbón es el material de construcción más común. Referencia: Analizar la temperatura elegida en el http:/www.liquiflo.com/v2/centro/centry / proceso.
11
Balances de materia. SUPOSICIONES: El cálculo del balance de materiales se basará en la siguiente suposición: ❖ ❖ ❖ ❖
La base de una hora. Las unidades empleadas en el balance son Kmol/h. La planta funciona 330 días en un año y 24 horas por día. operación de estado inestable. La conversión en el reactor es del 80% en un solo paso.
Símbolos utilizados en este capítulo: o o o o o o o o o
Flujo mole total de la corriente ( n) Fracción molar de MTBE: MTBE n Metanol: Mn Masa de Metanol: m met Masa de agua: M W Agua: Wn Isobutileno: ISOn Buteno: BUTEn Corriente de alimentación: Fn
Cantidad de flujo en corriente 8 = 1660 Kmol Peso molecular promedio de la corriente 8: = MW (MTBE) × mMTBE+ MW(Metanol) × m met = 88.15×0.95 + 32.04×0.05 = 85.34
Balance general de materia en
8
:
F1+F2+F11 = F8+F12+F16 Balance de Metanol:
8
∗ ∗ ∗ ∗ ∗ ∗
∗
F1 1+F2 0+F11 0 = F8 0+F12 0+F16 0.03 + 1747.37 0.05 + 1660 F1 - 0.03F16 =1745.3445
8 12
Balance de Isobutileno:
∗ ∗
∗ ∗ ∗
F1 0+F2 ISO2+F11 0 = F8 0+F12 ISO12+F16 * 0 + 1660 *0.23F 2 − ISO12F12 = 1660
Balance de Agua:
8
∗ ∗ ∗ ∗ ∗ ∗
F1 0+F2 0+F11 1 = F8 0+F12 0+F16 0.97F11 − 0.97F16=0
Balance de otros Butenos:
∗ ∗ ∗
8
∗ ∗ ∗
∗
F1 0+F2 0.77+F11 0 = F8 0+F12 BUTE12+F16 0 F2 0.77 - BUTE 12F12=0 F1+F15 = F3
Deducción de ecuaciones: Balance Metanol:
∗ ∗ ∗
F1 1+F15 1 = F3 1 F2+F3 = F4
Balance Metanol:
∗ ∗ ∗ ∗ ∗ ∗ ∗ ∗ ∗
F2 0+F3 1 = F4 M4 Isobutileno:
F2 0.23+F3 0 = F4 ISO4 Otros Butenos:
F2 0.77+F3 0 = F4 BUTE4 F4 = F5 = F6
13
Balance de materia en reactor (R-901): F6 – Reacción = F7 Dado MTBE generado = 1660 Kmol Entonces: MMet F6 – 1660 = M7F7 Balance de Isobutileno: mIsoF6 - 1660= ISO7F7 mIsoF6=
. 2088.05
2088.05-1660=ISO7F7 = 428.05 Balance de Butenos: BUTE6F6 = BUTE7F7 Balance de MTBE:
∗
0 F6-1660=MTBE7F7 MTBE7F7 =1660 Nota: En el flujo F6
✓
2
(2*ISO) *F6 = 4176.1 4176.1 – 1660 = M 7F7 = 2516.10
Dado: En F2: ISO2 = 32%, BUTE2 = 77% Cantidad de ISO = 2088.05 Cantidad de butenos = F2 = 9078
..∗. 6990.43
F7 =1660+428.05+2516.10+6990.43=11594.53 De F6 – Reacción = F7 14
F6 - 1660=F7 F6 = 11594.53+1660= 13254.53
De la ecuación: F4 = F5 = F6 F4 =13254.53 F2 + F3 = F4 9078 + F3 =13254.53 F3 = 4176.53
Balance de materia alrededor en la columna de destilación (T-901): F7=F8 + F9 11594.53 - 1747.37 = 9847.21 = F 9 Balance de Metanol: M7F7 = M8F8 + M9F9 2516.10 - 87.37 =2428.73 = M 7F7 = M7F9 Balance de Isobutileno: ISOisoF7 = ISOisoF8 + ISOisoF9 428.05 = 0 + ISO9F9 ISO9F9 = 428.05 Balance de otros butenos: BUTE7 F7 = BUTE8 F8 + BUTE9F9 6990.43 = 0 + BUTE 9 F9 BUTE9 F9 = 6990.43 F9 = F10 F10 = 6990.4
15
Balance de materia en el absorbedor de metanol (T-902): F10 + F11 = F12 + F13 Calcular F12 0.23F2 + ISO12F12 = 1660 ISO12F12 = 428.05 0.77F2 - BUTE12F12 = 0 BUTE12F12 = 6990.43 Dado el componente de buteno solo mezclado en este F12 = ISO12F12 + BUTE12F12 = 7418.48
∗
F11 = 5 2428.732 = 12143.66 F12 =7418.48 Balance de Metanol: M10F10 + M11F11 = M12F12 + M13F13
∗ ∗
2428.73 + 0 F11 = 0 F12 + M13F13 M13F13 = 2428.73
Balance de Isobutileno: ISO10F10 + ISO11F11 = ISO12F12 + ISO13F13
∗
∗
428.05 + 0 F11 = ISO12F12+0 F13 ISO12F12 = 3.51 Balance de otros butenos: BUTE10F10 + BUTE11F11 = BUTE12F12 + BUTE13F13
∗
∗
6990.43 + 0 F11 = BUTE12F12 + 0 F13 BUTE12F12 = 6990.43 Balance de Agua: W10F10 + W11F11 = W12F12 + W13F13 16
∗ ∗ ∗
∗
0 F10 + 1 F11 = 0 F12 + W12 14572.39 W13F13 = 12143.66 F13 = F14
Balance de materia en la torre (T-903): F14 = F15 + F16 14572.39 = F15 + F16 Balance de Metanol:
∗
∗ ∗
2428.73 = 1 F15 + 0.03 F16 Balance de Agua:
∗
12143.66 = 0 F15 + 0.97 F16 F16 = 12519.24
W16F16 = 12143.66
∗
∗
0.03 F16 = 0.03 12519.24 = 375.58 F15 = 2053.16 F1 + F15 = F3 F1 = F3 − F15 = 4176.10 - 2053.16 = 2122.95
Componente Metanol Isobutileno 1-Buteno 2-Buteno MTBE Agua Total
1
2122.9455 0 0 0 0 0 2122.9455
2
3
4
5
6
7
0 4176.10 4176.10 4176.10062 4176.1006 4176.10062 2088.0503 0 2088.05 2088.05031 2088.0503 2088.050314 1817.5116 0 1817.51 1817.5116 1817.5116 1817.51162 5172.9176 0 5172.91 5172.91769 5172.9176 5172.91769 0 0 0 0 0 1660 0 0 0 0 0 0 9078.4796 4176.10 13254.5 13254.5802 13254.580 11594.5802
17
8
9
10
11
12
13
14
85.3445 0 0 0 1660 0 1745.3445
2428.732 428.0503 1817.512 5172.918 0 0 9847.212
2428.732 428.0503 1817.512 5172.918 0 0 9847.212
0 0 0 0 0 12143.66 12143.66
0 428.0503 1817.512 5172.918 0 0 7418.48
2428.732 0 0 0 0 12143.66 14572.39
2428.732208 0 0 0 0 12143.6610 14572.39325
15
16
2053.155062 0 0 0 0 0 2053.155062
375.5771 0 0 0 0 12143.66 12519.24
18
Justific ación de equipos. Diseño de la col umna de dest ilación T-901. Datos d e los flui dos a destilar y destil ados. Fluidos: Corriente de entrada. 129.85 °C, 20 bar. ●
Flujo molar (kmol/h)
%mol
Flujo másico (kg/h)
%peso
Metanol
2516.10
0.2170066
80615.844
0.125340067
Isobutileno
428.05
0.0369181
24017.8855
0.037342577
1-buteno
1817.511
0.1567552
101977.3431
0.158552542
2-buteno
5172.917
0.4461496
290236.8929
0.451255111
MTBE
1660.00
0.1431703
146329
0.227509702
Agua
0
0
0
0
Total
11594.58
1
643176.9655
1
Componente
Corriente de productos de la parte superior. 126.85 °C, 19 bar. ●
Flujo molar (kmol/h)
%mol
Flujo másico (kg/h)
%peso
Metanol
2428.7308
0.246641
77816.57994
0.15750861
Isobutileno
428.0505
0.043468
24017.914
0.0486161
1-buteno
1817.512
0.184579
101975.46
0.2064048
2-buteno
5172.912
0.525310
290236.83
0.5874676
MTBE
0
0
0
0
Agua
0
0
0
0
Total
9847.236
1
494046.06
1
Componente
19
Corriente de productos de fondos. 166.85°C, 19.25 bar. ●
Flujo molar (kmol/h)
%mol
Flujo másico (kg/h)
%peso
87.36842
0.05
2799.284211
0.018770981
Isobutileno
0
0
0
0
1-buteno
0
0
0
0
2-buteno
0
0
0
0
MTBE
1660
0.95
146329
0.981229019
Agua
0
0
0
0
Total
1747.368
1
149128.2842
1
●
Volatilidad relativa. αfeed
αtop
αbottom
Αav
Metanol
1.186110
1.162297499
1.448866438
1.265758
Isobutileno
4.214615
4.270349142
3.743897719
4.076288
1-buteno
4.281515
4.345063797
3.73236071
4.119647
2-buteno
3.479708
3.515657126
3.194453855
3.396606
MTBE
1
1
1
1
Agua
0.381770
0.369823631
0.51937441
0.423656
Componente Metanol
Componente
Componente pesado y ligero. ● Componente pesado: MTBE ● Componente ligero: Metanol Tipo de bandeja. Bandeja de tamiz.
Determinación de la proporc ión del reflujo mínimo.
Donde: α = Volatilidad relativa promedio del componente.
X = Fracción mol del componente en el destilado. 20
Ø = Constante. Rm = Proporción del reflujo mínimo.
Donde: Zf = Fracción mol del componente en la corriente de alimentación. q = calidad de la alimentación. q = HG - HF / HG - HL HG = Entalpía del gas en el punto de rocío de alimentación (kJ/kmol) HL = Entalpía del líquido en el punto de burbuja de alimentación (kJ/kmol) HF = Entalpía de la alimentación a 129.85 °C q = 1.91827 - 1.4672 / 1.91827 - 1.67614 = 1.86 Sustituyendo en ecuación 2 para encontrar Ø
Resolviendo Ø por prueba y error. Ø = 1.047365 Sustituyendo en ecuación 1 para encontrar Rm.
Rm = 1.494995
Cálculo de la proporción real (R) La regla de oro es: 21
R = (1.2 ---------1.5) Rmin R = 1.2Rm R = 1.2(1.5) = 1.8
Cálculo del número mínimo de etapas teóricas.
Xlk = Fracción mol del componente ligero. Xhk = Fracción mol del componente pesado. αlk = Volatilidad relativa promedio del componente ligero. Nmin = 26 etapas Cálculo del número de etapas teóricas.
De la relación de Gilland. N = 57.695 etapas. Cálculo de la eficiencia de la columna (E 0)
Cálculo del núm ero real d e etapas. (Na)
= 57.695 / 0.6929 = 83.265 etapas.
22
Cálculo de la altu ra de la columna (Ht) C = espacio entre bandejas = 0.609 (para que haya un acceso para limpieza)
Determinación del plato de alimentación.
m = plato 22 La entrada de alimentación a la columna se localizará en el plato 22 contando desde el fondo. Cálculo del diámetro de torre. (D) Los siguientes términos de áreas se usan para el procedimiento de diseño de plato: At = Área total de la sección transversal de la columna. Ad = Área de sección transversal de esquina abajo. An = Área neta disponible para la liberación vapor-líquido, normalmente igual a Ac-Ad para un solo paso. Aa = Área activa o burbujeante, igual a Ac-2Ad para platos de un paso, Ao = orificio. Ap = Área perforada (incluidas áreas en blanco). Aap = El área de separación debajo de la plataforma de esquina abajo. Diámetro de la parte superior de la torre.
Dónde: UF = velocidad de vapor cargado (m/s) basado en el área seccional neta de la columna. K = Constante
23
Dónde: FLV = Flujo de vapor líquido. L = Flujo másico del líquido kg/s V = Flujo másico del vapor kg/s Cálculos del diámetro de la parte superior de la torre.
De la ley de los gases ideales: PV = nRT
Velocidad de diseño (U) = 80% de U F
Cálculo del diámetro del fondo de la torre.
Ley de los gases ideales: PV = nRT
24
En FLV = 0.261 y espaciado de 60 mm.
Velocidad de diseño (U) = 80% de la velocidad cargada (U F)
Área de bajada = 12% del área total = 0.88A t
Tomando el diámetro del fondo para la torre entera, teniendo en cuenta que es el diámetro más adecuado.
Ap = área perforada. Cuando el área de bajada = 0.12 x A t LW / D = 0.75 25
Donde: LW = altura de la prensa. LW = 0.75xD = 0.75x1.3172 = 0.9879 M Ángulo subtendido en el borde del plato por la franja imperforada. Medida de las zonas de calma = 50mm Longitud media, tiras del borde imperforado = (1.3172 – 50x10-3)π x (82/180) = 1.813m Área de tiras de los bordes imperforados = 50x10 -3 x 1.813 = 0.0906 m 2 Longitud media de las tiras de los bordes perforados = (1.3172 –50x10-3)sin(98/2) = 0.9563m Área de la zona de calma = 2(0.956x50x10 -3) = 0.09563m 2 Área total para perforaciones, Ap = 1.226-0.096-0.09563 = 0.8473 m 2
Dónde Lp: agujerito
2.716 es satisfactorio, entre 2.5 y 4.0. Determinación del arrastre fraccional. ( ϕ)
Punto de rocío. El rocío ocurre cuando U0 (min) < U0 (min) calculado.
Tomando 70%
d0=5mm k2 es una función de (hw+h0w (min)) hw: altura de presa=23mm h0w (min): cresta mínima de presa=250x(Lm/pL) 2/3 Lmin = 0.7x17724.98 = 12407.486kg/h 26
Por lo tanto, el rocío no ocurrirá. Calculo de presión de gota.
∆P=9.81 ×97.7×10 -3×728.228=0.007bar/bandeja
Para un diseño seguro y evitando la inundación.
27
hb<½(C+hW) la inundación no va a ocurrir
tr =4.8 seg 4.8>3, es aceptable. Cálculo del espesor. Espesor de columna. Máxima temperatura de operación es 166.85°C. Diseño a 166.85°C = 111 N/mm 2 Eficiencia conjunta = 0.85 Corrosión tolerada, 2mm. Por lo tanto, espesor de la columna = 2.01357mm. Espesor de cabeza. Cabeza elipsoidal.
Cabeza toriesférica.
CS = Factor de concentración para la cabeza toriesférica. RC = Radio de la corona. RC/RK = no menos de 0.6. 28
RK = Radio del nudillo. RC = Di RK = 0.6 D i J = 1 Sin cabeza articulada.
Se recomienda el uso de cabezas elipsoidales, ya que tienen el espesor más pequeño. Por lo tanto, espesor de cabeza = 0.011mm Parámetro
Área
Diámetro de torre
1.3172 m
Espacio de bandeja
0.30m
Altura de la torre
34.6m
Área total (sección transversal)
1.36m2
Área de bajada
0.1632m 2
Área neta
1.19m2
Área activa
1.0336m 2
Área del agujero
0.10336m 2
Número de etapas teóricas
57.695 etapas
Eficiencia de torre
69.29%
Espesor de plato
0.005m
Altura del vertedero
0.005m
Longitu d del vertedero
0.987m
Diámetro del agujero
0.005m
Arrastre fraccional
0.09
Velocidad de goteo
1.5m/s
Presión t otal de gota de cabeza
0.007bar
Espesor de la columna
2.01357mm
Espesor de la cabeza
0.011mm 29
Justific ación del intercambiador E-901
Paso 1. Determinación de las propiedades de los fluidos. Temperatura inicial (°C)
26.91
Temperatura Final (°C)
85
Cp (KJ/Kg °C) Flujo (Kg/h) Ρ(Kg/m3 )
96.93 13,254.58 786.6
254 300 (BasedeCálculo) 35.68 57,227.70 21.45
Paso 2. Evaluar la energía de los fluidos
13254.58 96.93 ° 8526.91° 20731.13 )
Si
1 3 / 35.68 20731. ° 300254° 12.63 ∗3600 ℎ 45471.86 ℎ
Paso 3. Selección de: 30
a) Arreglo de flujo: a. Flujo en serie b) Numero de pasos a. Relación 1 : 1 Paso 4. Cálculo de Temperatura Media Logarítmica (LMTD) 26.91 °C → 85 °C 300 °C → 254 °C
Paso 5. Determina Ft
ln ( ) 26.9ln130085254 91300) (26.85254 216.90 ° 26.216.9185° 9 0 ° 0.26 ≅1 ∆∗ ∆1∗ 216.90 ° ∆ 216.90 °
Con tabla determinamos Ft
Paso 6. Calcular la diferencia de Temperatura media corregida
Paso 7. Selección de material o
o
Platos de: ➢ Latón de aluminio 76/22/2 Empaques: 31
Monómero de etileno – propileno dieno (EPDM) Diámetro del puerto de tubería: ➢ Bridado Tipo de corrugado: ➢ Tablero de lavado ➢ Es más especifico ➢ Opera a baja presión ➢
o
o
Paso 8. Estimar coeficiente global de transferencia Fluido caliente
Fluido frío
W/m 2 °C
Vapor de condensación
Agua de proceso
3500 - 4500
Paso 9. Calculo del área total de transferencia
∗ ∗ 13 94.06 3.5 20731. ° 1216.90° ∗ 13 93.63 4.5 20731. ° 1216.90° 44.6 áá
Paso 10. Calculo de área de un plato ➢ ➢ ➢
1-2 Intercambiador de cabeza flotante, acero al carbón Índice de presión máxima 35 bar
Paso 11. Determinación de numero de platos requeridos
32
94. 0 6 44.6 2 93. 6 3 44.6 2 Justific ación de sistemas de bombeo. BOMBA P-903 A/B DATOS
Línea 15: Línea 14: Flujo=34061.93
P=16KPa
Temperatura= 83.12°C
Temperatura= 83.12°C
P= 16KPa
Flujo=34061.93
: interpolación para la T° 83.12
DR=
por lo tanto:
0.8969.12 SUCCION
(34061.93 ℎ )775.3024 43.933 ℎ 3 − 4 4. 2 64x10 √ √ 4 0.07368 4.243.64x10933 −ℎ 10303.23 ℎ (1ℎ60)171.72 De acuerdo con tablas:
Tamaño nominal de succión: Succión:
=775.3024
ced 40, por lo tanto, el área es: 4.264x
10−
33
− ∅ 0. 5 910 . 171. 7 2 0. 0 7368775. 3 02 0.5910− . 16626061.77 26.610−1 0.45 (1000)4.510− 26.4.561010−− 591.111 Factor fricción
1 0.25 5.74 log3.7 + °. [log 1 0.−25+ 5.74 .] 7.927910− 3.71.6310 1.6624 2 7.929. 2791081− 4.04010− (34061.93 ℎ )775.3024 43.933 ℎ 2 − 2. 7 3510 √ 4 0.059011 Cabeza de velocidad succión:
Descarga
De acuerdo con tablas:
Tamaño nominal de succión:
ced 40, por lo tanto, el área es: 2.735x
10− 34
43.933 ℎ 2.73310− 0.2386 16075009 ℎ (601ℎ )267.916 267. 9 16 0. 0 59011775. 3 024 20775464. 4 5 − 0.5910 .
0.059011 4.510− 0.4.0559011 10− 1475.275 Cabeza de Velocidad (succión)
13.655 2 267.29.916 81 [log 1 0.+25 5.74 .] 0.017934 3.71475.275 20775464.45 ℎ 1 () 200. 01790.358 ℎ 2 ℎ 0.35813.655 4.88849 ℎ 1 ℎ 2 ℎ 0.0179342013.6554.8966 Factor de fricción de (succión)
35
ℎ ℎ+ ó 5 ℎ 2 5 ) 4.0407210− 2.17310− ℎ 7.92710− (0.07368 ℎ 2 3 ) 13.655 12.44 ℎ 0.017934 (0.059011 + + 2 +ℎ ℎ−ℎ + + 2 ℎ ℎ + ℎ 4.888491+4.8966+2.17310− +12.4922.2753 ℎ 22.2753 8 30.2753 0.8 (9.73 )7. 7 84 1000 (7.784 )( )7704 1 1013 7.784 13. 1 490 1600 7704 =0.2076 − 4.8966+2.17310 4.8968 Ecuación General
(bomba centrifuga)
36
13.1490+6.24.89680.2076
=14.2446
Línea 15:
43.9337 1000 . . 11606.09 11606.09 193.43 eficiencia 45% Flujo=(34061.93
160 13.3.9624 > ó =NPSHR 13 ft
tasa de flujo maximo
Proveedor: http://goulds.comModelo: Wastewater & Drainage Pumps : Sewage Pumps 3887BHF – WS_BHF Series Sewage Pumps BOMBA P-911 A/B
Temperatura= 178.46°C
DATOS
P= 16KPa Línea 9: Flujo=12973.05
3 (12973.05 ℎ )740 17.53 ℎ 2 − 4 2. 1 68x10 √ √ 4 0.052539 17. 5 3 0.05253ℎ 333.65 ℎ (1ℎ60)5. 6 0 − ∅ 0. 5 910 . =740
SUCCION
De acuerdo con tablas:
Tamaño nominal de succión:
ced 40, por lo tanto, el área es: 2.168x
10−
37
5. 6 0 0. 0 52539 0.5910− . 369019.68 26.610−1 0.45(1000)4.510− 4.0.501052539 − 1167.533 Factor fricción
1 0.25 5.74 log3.7 + °. [log 1 0.25+ 5.74 .] 0.0189 3.71167.533 369019 2 29. 5.6081 1.5983 (12973.05 ℎ )740 17.53 ℎ 1 − 1. 3 14x10 √ 4 0.04090 17. 5 3 0.04090ℎ 428.60 Cabeza de velocidad succión:
Descarga
De acuerdo con tablas:
Tamaño nominal de succión:
ced 40, por lo tanto, el área es: 1.314x
10−
38
428.60 ℎ(601ℎ )7.1434 7. 1 434 0. 0 4090 740 0.5910− . 366443
0.04090 4.510− 0.4.054090 10− 1022.5 Cabeza de Velocidad (succión)
2.6008 2 7.29.1434 81 [log 1 0.2+5 5.74 .] 0.017934 3.71022.5 366443 ℎ 1 () 200. 02047 0.358 ℎ 2 ℎ 0.40942.60081.0647 ℎ 1 ℎ 2 ℎ 0.02047200.01890.0073 ℎ ℎ+ ó 5 Factor de fricción de (succión)
39
ℎ 2 5 )2.60083.9051 ℎ 0.02047(0.04090 ℎ 2 ℎ 0.017934(0.43090)1.59830.210248 + + 2 +ℎ ℎ−ℎ + + 2 ℎ ℎ + − ℎ 1.064+7.3610 +3.90501+0.210245.1866 ℎ 5. 1866 15 51.86 0.8 (9.73 )7. 7 84 1000 (7.784 )( )7704 1 1013 7.784 13. 1 490 1900 7704 =0.24 − 7.3610 +0.210240.21756 + Ecuación General
(bomba centrifuga)
40
13.1490+6.20.217560.24
=18.89144
Línea 15:
16.733 1000 . . 442.06 7.36 Flujo=(12973
45 7.5.2.286 > ó tasa de flujo maximo
=NPSHR 7.5 ft
BOMBA P-910 A/B DATOS
Línea 17: Flujo=17471.77
Temperatura= 178.46°C P= 55KPa
= 1000
41
SUCCION
(17471.77 ℎ )100 17.47 ℎ 2 − 4 2. 1 68x10 √ √ 4 0.052539 17. 4 3 0.05253ℎ 332.59 ℎ (1ℎ60)5. 5 4 − ∅ 2. 9 210 . 5. 5 4 0. 0 52539 1000 3 2.9210− . 996801.57 0.0525391 0.45 (1000)4.510− 4.0.501052539 − 1167.533 De acuerdo con tablas:
Tamaño nominal de succión:
ced 40, por lo tanto, el área es: 2.168x
10−
Factor fricción
1 0.25 5.74 log3.7 + °. 42
[log 1 0.25+ 5.74 .] 0.0189 3.71167.533 369019 2 29. 5.5481 1.5643 (17471.77 ℎ )100 17.47 ℎ 1 − 1. 3 14x10 √ 4 0.04090 17. 5 3 0.04090ℎ 428.60 428.60 ℎ(601ℎ )7.1434 7. 1 434 0. 0 4090 1000 0.5910− . 495195.01 − Cabeza de velocidad succión:
Descarga
De acuerdo con tablas:
Tamaño nominal de succión:
ced 40, por lo tanto, el área es: 1.314x
10−
0.04090 4.510 0.4.054090 10− 1022.5 Cabeza de Velocidad (succión)
2.6008 2 7.29.1434 81
43
Factor de fricción de (succión)
[log 1 0.+25 5.74 .] 0.01952 3.71022.5 495195.01 ℎ 1 () 200. 01952 0.3905 ℎ 2 ℎ 0.39052.6008 1.0158 ℎ 1 ℎ 2 ℎ 0.0189201.56430.5913 ℎ ℎ+ ó 5 ℎ 2 5 )2.60086.2063 ℎ 0.01952(0.04090 ℎ 2 ℎ 0.0189(0.43090)1.59833.69 + + 2 +ℎ ℎ−ℎ + + 2 ℎ ℎ + ℎ 1.0158+0.5913+6.2063+3.6911.5034 ℎ 11.50346 69.02 Ecuación General
(bomba centrifuga)
44
0.8(9.73 )7.784 1000 (7.784 )( )7704 1 1013 7.784 13. 1 490 5500 7704 =0.71 6.2063+3.699.8963 + 13.1490+6.29.89630.71
=8.749
Línea 17:
22.535 1000 . . 5953.7 99.22 30% Flujo=(17471.77
160 13.3.9624 > ó tasa de flujo maximo
=NPSHR 13 ft
Proveedor: http://goulds.com •
Modelo: Flow GPM Range10 to 175, Head FT Range7 to 47
45
Matriz de servicios n ecesarios para los equipos en el proceso de obtención de MTBE.
Equipo
Servicio
Condiciones de operación
E-901
Vapor de mediana presión
Temp in: 254°C Temp out: 234 °C Presión: 40 bar Flujo: 57227.7 kg/h
E-902
Vapor de mediana presión
Temp in: 254°C Temp out: 234°C Presión: 40 bar Flujo: 128706.77 kg/h
E-903
Agua de enfriamiento
Temp in: 30 Temp out: 40 Presión: 0.04 bar Flujo: 70816.27 kg/h
E-904
Vapor de mediana presión
Temp in: 254°C Temp out: 234°C Presión: 40 bar Flujo: 24387222 kg/h
E-905
Agua de enfriamiento
Temp in: 30 Temp out: 40 Presión: 0.04 bar Flujo: 111521.6 kg/h
46
Balance de Energía Cpi = Capacidad de calorífica del componente (i). T = Temperatura de la corriente en grados Kelvin. Mij = Flujo molar del componente (i) en la corriente (j). Hj = Entalpía total de la corriente (j). Hij = Entalpía del componente (i) en la corriente (j).
Tabla de capacidades caloríficas gases ideales.
Tabla de capacidades caloríficas en líquidos
Q-W = ΔH W = 0, Q = 0(mezcla adiabática). ΔH = Hsalida
H1 + H15 = H3 47
H2 + H3 = H4 H1 = H2 = 0; so: H15 = H3 = H4 H15 = HMTBE15 + HM15 + HISO15 + H1−BUT15 + H2−BUT15 − HW15 PT = 4.95 bar. T= 314.3°K (punto de burbuja), a la temperatura dada: Σ Yi = ΣPi(T)Xi/PT = 1 Pi = EXP (A+B/T+C LnT+DT E). Donde: Pi: es vapor de presión del componente (i).
∫
HMTBE15=MMTBE15 314.3 – 298) MMTBE15 resultado del balance de materia= 0.00Kmol/h. HMTBE15 = 0.00KJ/h Also, resultado del balance de materia: MISO15 = M1−BUT15 = M2−BUT15 = MW15 = 0.00Kmol/h; entonces: HISO15 = H1−BUT15 = H2−BUT15 = HW15 = 0.00KJ/h HM15 = M M15 (314.3 – 298) MM15 resultado del balance de materia=2053.16Kmol/h. HM15= 2053.16*[106(314.3-298) - 0.362/2(314.3 2-2982) +0.938E-3/3(314.332983)] HM15= 2781433.8KJ/h. H4 = H5 (No hay intercambio de entalpía a través de la bomba).
∫
Balance de Energía en el Intercambiador de Calor E-901.
Q-W = ΔH W=0 48
Q = ΔH = H6 − H5
H6 = HMTBE6 + HM6 + HISO6 + H1−BUT6 + H2−BUT6 − HW6 V/F =1(vapor completamente), T 6 =358°K 298) HMTBE6 = MMTBE6 [ + λ298]. MMTBE6 resultado del balance de materia = 0.00Kmol/h. HMTBE6 = 0.00KJ/h. 298) HM6 = MM6 [ + λ298]. MMTBE6 resultado del balance de materia =4176.10Kmol/h. HM6 = 4176.1*[106(358-298) - 0.362/2(358 2-2982) +0.938E-3/3(3583-2983) 200.66] HM6 = 21326949.95KJ/h. HISO6 = Miso6 [ (358-298) + λ298].
∫ 358 – ∫ 358 – ∫
Miso6 resultado del balance de materia =2088.05Kmol/h. HISO6 = 2088.05*[179.34 (358-298) - 1.467/2(358 2-2982) +0.010323/3(35832983) -0.3E-4/4(3584-2984) +3.40E-08/5(358 5-2985)-16.9059]. HISO6 = 17992470.95KJ/h. H1−but6 = M1−but6 [ (358-298) + λ298]. M1−but6 resultado el balance de materia =1817.511622Kmol/h. H1−but6 = 1817.511622*[140.12 (358-298) - 0.55487/2(358 2-2982) +0.26242E2/3(358 3-2983) -3.00E-06/4(358 4-2984) -0.53974]. H1−but6 = 14664582.86KJ/h. H2−but6 = M2−but6 [ (358-298) + λ298]. M2−but6 resultado del balance de materia =5172.917692Kmol/h. H2−but6 = 5172.917692*[112.76 (358-298) -0.1047 /2(358 2-2982) +0.521E-3 /3(3583-2983)-8.78031] H2−but6 = 41739225.95KJ/h. H6 = 21326949.95 + 17992470.95 + 14664582.86 + 41739225.95 H6 = 95723229.71KJ/h. Q =m*λcorriente Q = 114767838.5 m = 114767838.5 *18/36098.259 = 57227.7Kg/h.
∫
∫
Balanc e de Energía en el Reactor R-901. ΔHR = la temperatura del calor de reacción es adiabática (T 7): 298) ΔHR(T7) = ΔH°R+
∫ T7 –
49
ΔH°R = HMTB6 − HM − HISO ΔH°R = -2.80E+04 KJ/Kmol.
∫ –
(T7 298)
∫ – ∫ –
= (T7 298) (cpMTB6 − cpM − cpISO)
T7 = 403°K. H7 = HMTBE7 + HM7 + HISO7 + H1−BUT7 + H2−BUT7 − HW7 HMTBE7 = MMTBE7 (403 298)+ λ298].
MMTBE7 = 1660Kmol/h. HMTBE7 =1660*[140.12 (403-298)-0.9E-3/2(403 2-2982) +0.563E-3/3(4033-2983)283.4992]. HMTBE7 = 16066714.2KJ/h. HM7 = MM7 [ (403 298) + λ298]. MM7 =2516.10Kmol/h. HM7 = 2516.1*[106(304-298) - 0.362/2(403 2-2982) +0.938E-3/3(4033-2983) 200.66]. HM7 = 11295476.78KJ/h. HISO7 = Miso7 (403 298) +λ298]. Miso7 = 428.05Kmol/h.
∫ –
∫ –
HISO6 =428.05*[179.34 (403-298) - 1.467/2(403 2-2982) +0.010323/3(40332983) -0.3E-4/4(4034-2984) +3.40E-08/5(403 5-2985)-16.9059]. HISO6 = 3375687.845KJ/h. 298) λ298] H1−but7 = M1−but7 [ M1−but7 =1817.511622Kmol/h.
∫403 –
H1−but7 = 1817.511622*[140.12 (403-298) - 0.55487/2(403 2-2982) +0.26242E2/3(403 3-2983) -3.00E-06/4(430 4-2984) -0.53974]. H1−but7 = 11737411.97KJ/h. 298) λ298]. H2−but7 = M2−but7[
∫ 403 –
M2−but7 =5172.917692Kmol/h. H2−but7 = 5172.917692*[112.76(403-298) -0.1047 /2(403 2-2982) +0.521E-3 /3(4033-2983)-8.78031] H2−but7 = 34508550.26KJ/h. H7 = 1.4672E11KJ/h. Balance de Energía en la Colu mna de Destilaci ón T-901.
Q r − Q c = H9 + H8 − H7 50
H9 = HMTBE9 + HM9 + HISO9 + H1−BUT9 + H2−BUT9 − HW9 PT = 19 bar. T= 313.3°K (punto de burbuja). 298) HMTBE9 = MMTBE9 MMTBE9 = 0.00Kmol/h. HMTBE7 = 0.00KJ/h. 298) HM9 = MM9 = 2428.73Kmol/h. HM9 = 2428.73*[106(313.3-298) - 0.362/2(313.3 2-2982) +0.938E-3/3(313.332983)]. HM9 = 3084349.641KJ/h. 298) HISO9 = Miso9 Miso9 =428.05Kmol/h. HISO9 =428.05*[179.34 (313.3-298) - 1.467/2(313.3 2-2982) +0.010323/3(313.3 3-2983) -0.3E-4/4(313.34-2984) +3.40E-08/5(313.3 5-2985)].
∫313.3 – ∫313.3 – ∫313.3 –
∫313.3 –
HISO9 = 8.84E5KJ/h. 298) H1−but9 = M1−but9 M1−but9 =1817.511622Kmol/h. H1−but9 = 1817.511622*[140.12 (313.3-298) - 0.55487/2(313.3 2-2982) +0.26242E-2/3(313.3 3-2983) -3.00E-06/4(313.34-2984)]. H1−but9 = 3615478.074KJ/h. 298) H2−but9 = M2−but9 M2−but9 =5172.917692Kmol/h. H2−but9 = 5172.917692*[112.76(313.3-298) -0.1047 /2(313.3 2-2982) +0.521E-3 /3(313.3 32983)]. H2−but9 = 10244724.91KJ/h. H 9 = 17829041.27KJ/h. Condensador: Vapor temp. = 319.8°K Q c = (1 + R)(HV9 − H9). R = 1.8 298) HiV9 = Mi9 [ + λ298].
∫313.3 –
∴
∫313.3 –
HV9 = 18886227.06KJ/h. Q c = 2.8(18886227.06 − 17829041.27) Q c = 2960120.19KJ/h. 51
-Amount of cooling water: M = ( ) = 70816.27kg/h. H8 = HMTBE8 + HM8 + HISO8 + H1−BUT8 + H2−BUT8 − HW8 298) HMTBE8 = MMTBE8 MMTBE8 = 1660Kmol/h. HMTBE8 = 1660*[140.12 (314.74-298)-0.9E-3/2(314.74 2-2982) +0.563E3/3(314.74 3-2983)]. HMTBE8 = 5356128.348KJ/h. HM8 = MM8 (314.71 298) MM8 = 87.37Kmol/h. HM8 = 87.37*[106(314.74-298) - 0.362/2(314.74 2-2982) +0.938E-3/3(314.7432983)]. HM8 = 121652.5772KJ/h. MISO8 = M1−BUT8 = M2−BUT8 = MW8 = 0.00Kmol/h; so: HISO8 = H1−BUT8 = H2−BUT8 = HW8 = 0.00KJ/h. H8 = 5477780.925KJ/h. Reboiler:
∗
∫314.71 –
∫ –
∴
Q r = Q c + H9 + H8 − H7 Q r = 258116146.6KJ/h. Balance de Energía en el Absorbedor T-902.
H10 = H9 H11 = H11w 298) Hw11 = Mw11 Mw11 = 12143.66Kmol/h. Hw11 =12143.66 *[276 (363-298)-2.09/2(363 2-2982) +0.00825/3(363 3-2983) +1.41E-05/4(363 4-2984) +9.37E-09/5(3635-2985)]. Hw11 = 1972318662KJ/h. H12 = HISO12 + H1−BUT12 + H2−BUT12 − HW12 298) HISO12 = Miso12 Miso12 =428.05Kmol/h. HISO12 =428.05*[179.34 (363-298) - 1.467/2(363 2-2982) +0.010323/3(36332983) -0.3E-4/4(3634-2984) +3.40E-08/5(363 5-2985)]. HISO12 = 4038036.682KJ/h. 298) H1−but12 = M1−but12
∫ 363 –
∫363 –
∫363 –
M1−but12 from material balance calculation =1817.511622Kmol/h. 52
H1−but12 = 1817.511622*[140.12 (363-298) - 0.55487/2(363 2-2982) +0.26242E2/3(363 3-2983) -3.00E-06/4(363 4-2984)]. H1−but12 = 15943036.3KJ/h. 298) H2−but12 = M2−but12 M2−but12 =5172.917692Kmol/h. H2−but12 = 5172.917692*[112.76(363-298) -0.1047 /2(363 2-2982) +0.521E-3 /3633-2983)]. H2−but12 = 45476091.78KJ/h. H12 = 4038036.682 + 159 43036.3 + 45476091.78 H12 = 65457164.76KJ/h. H13 = HM13 + Hw13 298) HM13 = MM13 MM13 = 2428.73Kmol/h. HM13 = 2428.73*[106(363-298) - 0.362/2(363 2-2982) +0.938E-3/3(363 3-2983)]. HM13 = 14073458.46KJ/h. 298) Hw13 = Mw13 Mw13 = 12143.66Kmol/h. Hw13 = 12143.66 *[276 (363-298) -2.09/2(363 2-2982) +0.00825/3(363 3-2983) +1.41E-05/4(363 4-2984) +9.37E-09/5(3635-2985)]. Hw13 = 1972318662KJ/h. H13 = 14073458.46 + 1972318662
∫363 –
∫363 – ∫363 –
H13 = 1972318662KJ/h. Balance de Energía en la Columna de Destilación T-903.
Q r − Q c = H15 + H16 − H14 H14 = H13 = 1972318662KJ/h. H15 = 2781433.8KJ/h. - Vapor temp. = 322.1°K Q c = (1 + R)(HV15 − H15). R = 3.84. HV15 298) HiV15 = Mi15 + λ298]. → HV15 = 3744574.894KJ/h. Q c = 4.84(3744574.894 − 2781433.8) Q c = 4661602.895KJ/h.
∴
∫322.1 –
53
∗
M = ( ) = 111521.6kg/h. H16=HMTBE16+HM16+HISO16+ H1−BUT16+H2−BUT16−HW16 MMTBE16 = MISO16=M1−BUT16=M2−BUT16=0.00Kmol/h;
∫430 –
H16=Hw16+HM16 298) HM16= MM16 MM16 =375.58Kmol/h. HM16= 375.58*[106(430.2-298) - 0.362/2(v2-2982) +0.938E-3/3(430.232983)]. HM16=16824464.12KJ/h. 298 ) Hw16= Mw16 Mw16 = 12143.66Kmol/h.
∫430 –
Hw16=12143.66 *[276 (430.2-298) -2.09/2(430.22-2982) +0.00825/3(430.232983) +1.41E05/4(430.2 4-2984) +9.37E-09/5(430.25-2985)]. Hw16 = 5849089008KJ/h. H16 = 16824464.12 + 5849089008 H16 = 5865913472KJ/h. Reboiler: Q r − Q c = H15 + H16 − H14 Q r = 48907569980KJ/h.
54
55
Project
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Project
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Project
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Project
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Diagrama bdf
60
Diagrama pdf
61
Nomenclatura de equipos.
V-901. Tanque de almacenamiento del metanol V-902. Tambor de reflujo a la torre de MTBE. V-903. Tambor de reflujo a la torre de metanol. V-904. Tanque de almacenamiento de mezcla de metanol e isobutilenos. P-901 A/B. Bomba centrifuga de alimentación al reactor de MTBE. P-902 A/B. Bomba centrifuga de reflujo a la torre de MTBE. P-903 A/B. Bomba centrifuga de alimentación a la torre de MTBE. P-904 A/B. Bomba centrifuga de reflujo a la torre de MTBE. P-905 A/B. Bomba centrifuga de alimentación al tanque de mezcla de metanol y butilenos. P-906 A/B. Bomba centrifuga de alimentación al tanque de mezcla de metanol y butilenos. P-907 A/B. Bomba centrifuga de alimentación a la torre de absorción de metanol. P-908 A/B. Bomba centrifuga de alimentación al reflujo del metanol al almacenamiento. P-909 A/B. Bomba centrifuga de salida de los isobutilenos. P-910 A/B. Bomba centrifuga de salida del agua de desperdicio. P-911 A/B. Bomba centrifuga de salida del MTBE. P-912 A/B. Bomba centrífuga de desplazamiento a la corriente 10. E-901. Intercambiador de tubos y coraza de cabezal flotante, de alimentación. E-902. Intercambiador de tubos y coraza de cabezal fijo, de la torre de MTBE. E-903. Intercambiador de tubos y coraza de cabezal flotante, de la torre de MTBE. E-904. Intercambiador de tubos y coraza de cabezal fijo, a la torre de metanol. E-905. Intercambiador de tubos y coraza de cabezal flotante, de la torre de metanol.
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R-901. Reactor MTBE. T-901. Torre de destilación de MTBE. T-902. Torre de absorción de metanol. T-903. Torre de destilación de recuperación de metanol. X-1. Válvula de compuerta en alimentación de reflujo al tanque de metanol. X-2. Válvula de compuerta en alimentación al precalentador de alimentación. X-3. Válvula de compuerta en la salida de la torre de MTBE. X-4. Válvula de compuerta en reflujo a la torre de MTBE. X-5. Válvula de compuerta en salida del tanque reflujo a la torre de MTBE. X-6. Válvula de compuerta en la entrada del reflujo a la torre de MTBE. X-7. Válvula de compuerta en la entrada del reflujo a la torre de metanol. X-8. Válvula de compuerta en salida de la torre de recuperación de metanol. X-9. Válvula de compuerta en la salida del tambor de reflujo de metanol. X-10 Válvula de alivio a la salida de la corriente 10. Nota. En la tubería saliente de V-904 a la línea 6 se manejará un angostamiento de la tubería para el aumento de presión necesario para la entrada al R-901.
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Planos de localización.
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Conclusión.
En este proyecto hemos aprendido a elaborar una propuesta de diseño de un proceso en que están involucrados diversas opciones físicas y químicas a través de las cuales las materias primas sufren varios procesos de transformación para dar a lugar a un producto terminado de alta pureza. Este producto cumple con las características deseadas y es de alta importancia tener un producto de calidad y tener un proceso sin errores ya que el MTBE se evapora rápidamente desde envases abiertos. En el aire se degrada rápidamente a otras sustancias químicas; la mitad de la cantidad presente en el aire desaparece en aproximadamente 4 horas. Al igual que la mayoría de los éteres y alcoholes, el MTBE se disuelve fácilmente en agua. Si se derrama MTBE en el suelo, el agua de lluvia lo puede disolver y movilizarlo a través del suelo al agua subterránea. Los derrames o escapes desde tanques de almacenamiento pueden penetrar las capas profundas del suelo y contaminar el agua subterránea, especialmente cerca de sitios de manufactura, oleoductos y plantas de embarque. Los escapes desde tanques de almacenamiento, por ejemplo, los tanques en estaciones de servicio, también pueden añadir MTBE al agua subterránea. El MTBE no se acumula en plantas o peces que habitan lagos, lagunas y ríos. Dentro de la industria petroquímica existen diversos procesos que son aplicados para la obtención de materias primas. El Metil Ter-Butil Éter pertenece a ése ámbito. Ya que uno de sus usos principales es como aditivo. Es utilizado en distintas industrias químicas, farmacéuticas y laboratorios. El diseño de la planta industrial originalmente se propuso que fuera construida en la Ciudad de Querétaro. Debido a que es rentable en todos los aspectos. Cada operación unitaria se constituye con un equipo correspondiente. Gracias a éste anteproyecto descubrí que realizar propuestas industriales tiene un grado de complejidad alto y es muy importante armar un equipo de trabajo viable. Por otro lado, en este proyecto incluimos nuestros conocimientos de las materias que hemos llevado a lo largo de la carrera universitaria, fue muy interesante ya que pudimos aplicar a algo más real y saber cómo funciona la industria en un nivel más real. Pude aprender más sobre el MTBE y su proceso en general, así como el uso de diagramas de flujo de proceso y, su correcta utilización y la implementación de distintos equipos para hacer el proceso más real y la investigación de dichos equipos ya que cada uno sirve para distintos tipos de mezcla o sustancia, depende de la que se esté usando o se quiera transportar. Para concluir como equipo consideramos satisfactorios los resultados obtenidos en este anteproyecto refiriéndonos en lo aprendido en este curso ya que se nos proporcionó todos los elementos principales y esenciales (material proporcionado por el profesor) para realizar este anteproyecto y aprendimos adquirir nuevas destrezas, conocimientos 65
