Libro Diseño de Procesos Enrique Arce

Introducción al Diseño Básico de los Procesos QuímicosDr. Enrique Arce Medina INSTITUTO POLITECNICO NACIONAL ii Derechos Reservados del autor. Dr. Enrique Arce Medina. México D.F., a 30 de Julio de 2011 iii Contenido Página Capitulo 1. Introducción 1.1 Diseño Básico de Procesos 1.2 Especificaciones y Criterios del Diseño de Procesos 1.3 Diagrama de Cebolla 1.4 La preocupación por el Medio Ambiente 1.5 Las Bases de Diseño Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico 2.1 Consideraciones de Diseño en el Nivel 1 2.2 Consideraciones de Diseño en el Nivel 2 2.3 Consideraciones de Diseño en el Nivel 3 2.4 Consideraciones de Diseño en el Nivel 4 2.5 Consideraciones de Diseño en el Nivel 5 2.6 Diagramas de Proceso Problemas Capitulo 3. Síntesis de Secuencias de Separadores Definiciones de la Estructura de Separadores 3.1 Las Reglas Heurísticas 3.2 El Coeficiente de Facilidad de Separación, CFS 3.3 Estimación del Costo de las Secuencias de Separación Problemas Capitulo 4. Definición de las Condiciones de Operación 4.1 Consideraciones para determinar las condiciones de operación 4.2 Consideraciones para la temperatura 4.3 Consideraciones para la presión 4.4 Consideraciones de selectividad en los reactores 4.5 Condiciones de presión y temperatura en los separadores Problemas 1 3 5 6 11 12 15 16 18 19 23 23 25 42 57 58 58 61 63 67 69 70 70 71 71 80 88 1 Introducción 6. 89 90 93 100 101 106 112 118 121 122 122 127 128 128 134 135 136 136 138 144 147 153 175 . Análisis Térmico en las Corrientes de Proceso 5.iv Capitulo 5.1 Introducción 7.4 El algoritmo de la Tabla Problema 5.4 División de corrientes 6.3 La red de cambiadores de calor 6.3 El método Pinch 5.5 El procedimiento de Supertargeting 5.5 Rompimiento de lazos Problemas Capitulo 7. Análisis Multicriterio para la Toma de Decisiones 7. Apéndice B. Apéndice C.2 Construcción del diagrama de malla 6.2 Las curvas compuestas 5. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 6.2 Método de sumas ponderadas 7.6 Casos especiales de curvas compuestas Problemas Capitulo 6.1 Introducción 5.3 Método Electre Problemas Apéndice A. etc. las heurísticas. Una de estas tecnologías. El diseño de los procesos químicos se puede realizar siguiendo varias metodologías. es el análisis del punto Pinch que ha impactado en la manera en que se diseñan las redes de cambiadores de calor y por ________________________________________________________________________ . empieza con un diagrama de un solo bloque y las corrientes de entrada y salida del proceso. El método de diseño de procesos que Douglas recomienda. destilar. básicamente. En el capitulo 3 se presentan dos métodos para proponer secuencias de separadores. sigue. Se ilustra el uso de estos métodos con varios ejemplos. por último. Siguiendo la metodología de Douglas para el diseño básico de procesos. También se da en este capitulo una guía para la construcción e interpretación de los diagramas de procesos y su descripción. para el máximo aprovechamiento de la energía. procede de acuerdo a los niveles descritos. trata con la definición de los reactores y los cálculos de balances de materia y energía involucrados en la entrada y salida del proceso. con la menor producción de residuos y además buscando que sean seguros y controlables. el potencial económico. de acuerdo con la tecnología Pinch. Estas acciones de transformación química y física como mezclar. por etapas. un diseño modular en una secuencia de operaciones unitarias. otro es el diseño de procesos ambientalmente benignos. presurizar. Entre los criterios más importantes para el diseño de procesos destacan el obtener el mayor rendimiento económico en del proceso. el primero que usa heurísticas y el segundo que se basa en la fórmula de Nadgir y Liu. calentar. sigue la síntesis de la estructura de separadores. que cada vez cobra mayor importancia. En el diseño se exploran varias alternativas. hasta terminar en un diagrama. Por ello la temperatura. los criterios y las especificaciones de diseño. Los diagramas de proceso son el documento básico para el diseño de los procesos químicos. En el capitulo 2 se presenta la forma en que se aplica el diseño de procesos. que permitan maximizar el aprovechamiento de materiales y energía. el segundo. se define la estructura de reciclo. el cuarto nivel de decisiones se refiere a la determinación de la estructura de separadores y refinación de productos. En el capitulo 1 se presentan las definiciones básicas del diseño conceptual de los procesos químicos. Con ejemplos se ilustra como se usan las heurísticas para orientar las decisiones en el diseño de los sistemas de reactores. Las corrientes de proceso rara vez se encuentran a las condiciones más convenientes para ser procesadas en los reactores y separadores. pero en este curso se adoptó la estrategia de Douglas. con los balances de materia y energía alrededor de todos los equipos. después de la definición de la estructura de reciclo. en el tercero. que se basa en una jerarquía de varios niveles de decisión: en el primero. entre otras. Además se describe y aplica el cálculo del costo relativo de separación que sirve para comparar y seleccionar entre varias propuestas de secuencias de separadores. elaborando secuencialmente diagramas de proceso. de reciclo y de separadores. en el quinto nivel se establece la síntesis de la red de cambiadores de calor en el proceso. la presión y la composición de las corrientes se tienen que ajustar para obtener un desempeño eficiente en los equipos. de acuerdo a la metodología de Douglas. considerado como criterio supremo del diseño. ha conducido a la generación de tecnologías para diseño o rediseño de procesos con niveles mínimos de consumo de energía. se busca identificar la ruta de reacciones para la manufactura del producto que resulte ecológicamente benigna y económica. El curso de Diseño básico de procesos que se ofrece en la Escuela Superior de Ingeniería Química e Industrias Extractivas del Instituto Politécnico Nacional se apoya en el desarrollo de proyectos para el diseño de plantas de procesos químicos en operación continua. En la industria de los procesos químicos la preocupación de eficientar el uso de energía y la reducción de emisiones contaminantes.Prologo v Prologo El diseño conceptual de los procesos químicos para la elaboración de productos de alto valor agregado a partir de materias primas de bajo valor. el diagrama de cebolla. etc. En el capitulo 4 se presenta como definir las condiciones de operación en los equipos. sirven como bloques de construcción para ensamblar acciones de procesamiento en los diagramas de bloques. reaccionar. como los casos que se presentan en el capitulo 7. Finalmente se agregan tres Apéndices. Dr.vi Prologo extensión se aplica también al diseño de redes de transferencia de masa. El primero que trata con el estudio de los factores de riesgo y se busca reducirlos o eliminarlos. El diseño del subsistema de intercambio térmico en el proceso queda definido por un arreglo de equipos que se denomina red de cambiadores de calor. Enrique Arce Medina México. La idea es crear diseños que sean inherentemente seguros. El segundo apéndice presenta una guía para el uso del simulador de procesos PRO/II aplicado al diseño de una planta completa. como la elección de la ruta de reacciones más adecuada para el diseño de un proceso. El tercer apéndice presenta propuestas de procesos para el desarrollo de los proyectos durante el semestre en que se lleva el curso.. De las múltiples herramientas para ayudar a la selección de alternativas bajo competencia. el método Electre destaca como uno de los mejores. queda el problema de definir el sistema de intercambio térmico que ha de ajustarse a los requerimientos de energía según lo demanden las condiciones de operación de los subsistemas de reacción y separación. las instalaciones o a las personas.F. En el capitulo 5 se presentan las bases de esta tecnología para el análisis térmico de las corrientes de proceso. para ello hay que conocer y reducir los riesgos y peligros que puedan dañar el entorno. por el uso de materiales y condiciones de operación no peligrosos. D. ________________________________________________________________________ . El diseño de la red de cambiadores de calor es el tema que trata el capitulo 6. Una vez que se han definido los subsistemas de reacción y de separación de acuerdo a los niveles de jerarquía de Douglas. En el diseño de procesos químicos continuamente se presenta el problema de selección de alternativas bajo un análisis multicriterio. a 30 de julio de 2007. el diagrama de cebolla. otro es el diseño de procesos ambientalmente benignos. que cada vez cobra mayor importancia. las heurísticas. considerado como criterio supremo del diseño. entre otras. Introducción En este capitulo se presentan las definiciones básicas del diseño conceptual de los procesos químicos. Introducción Capitulo 1. los criterios y las especificaciones de diseño. el potencial económico. Entre los criterios más importantes para el diseño de procesos destacan el obtener el mayor rendimiento económico en del proceso. ______________________________________________________________________________________________ . etc.1 Capitulo 1. Así los procesos químicos. cosméticos. En general. 2. Las bases de diseño. Las especificaciones de desfogue. Esta característica distingue a los procesos químicos de otro tipo de procesos e industrias. aprueba y contrata. un aparato. una fabrica. plásticos. los materiales. hojas con la descripción del tipo y dimensiones de los principales equipos. En este capitulo se presentan los conceptos y definiciones fundamentales del diseño básico de los procesos químicos. pegamentos. un diseño es un plan para crear algo. Una propuesta de proyecto que un cliente especifica. entre las principales se cuentan. etc. 6.2 Capitulo 1. Los requerimientos de servicios y diagramas de servicios Los diagramas de tuberías e instrumentación. la reacción. cerveza. En la industria química se encuentran una gran cantidad de procesos para producir muy diversos productos. Hacer un plan implica poner por escrito. Un proyecto es el marco de trabajo para crear el diseño. constituye una estructura de múltiples equipos que transforman las propiedades químicas y físicas de los materiales en su paso por la planta química. la destilación. 3. En otras palabras se trata de generar. Las especificaciones de manejo de efluentes desechables y Los estimados de la inversión y costo de la planta. 2. ______________________________________________________________________________________________ . en forma ordenada y comprensible la disposición general de una obra. En los procesos estas operaciones se efectúan en quipos que están conectados entre si por medio de corrientes que los vinculan. Introducción Introducción El diseño de los procesos químicos es un procedimiento que aplica e integra varias técnicas de ingeniería. El diseño preliminar de equipos principales. Cada diagrama (flowsheeting en inglés). Un reporte técnico final. 9. El proyecto concluye con la entrega del informe técnico en el tiempo especificado en el contrato y contiene la siguiente información: 1. El proyecto esta orientado por unos objetivos y se termina cuando se logran esos objetivos. Se define como proceso al conjunto de acciones para que algo cambie en etapas sucesivas. seleccionar y ordenar una serie de operaciones que transformen las materias primas en productos. El diseño se presenta a través de varios documentos. En general. detergentes. son la secuencia de transformaciones químicas y físicas para que las materias primas se conviertan en productos con mayor valor que los materiales a partir de los que se obtienen. un aparato. una organización. un edificio. una fabrica. una organización. un edificio. 4. compresión y transferencia de masa. seguridad y control. un diseño es un plan para crear algo. Los diagramas de flujo de proceso y descripción del proceso. los principales son: 1. 8. etc. Más del 60 por ciento del costo del producto final esta determinado por el diseño y ese costo incluye. 3. un análisis de los costos de los equipos y de operación del proceso. la manera de desarrollar un plan es a través de un proyecto. calentamiento. los equipos así como la forma y el orden en que se usan. economía y principios científicos para crear un proceso que fabrique un producto específico. colorantes. 7. cemento. por ejemplo. Informes de actividades de acuerdo a la propuesta y. los principales son: el diagrama del proceso y su descripción. tablas de balances de materia y energía. La lista de equipos y hojas de datos de los equipos. 5. Las operaciones de los procesos químicos son de muy diverso índole. etc. Un proyecto de diseño básico de procesos consta de varios documentos. el P. Los costos de las sustancias químicas se pueden encontrar en la revista quincenal Chemical Marketing Reporter.E. resulte menor de cero se debe buscar una fuente de materias primas más baratas o probar otras alternativas de procesos. Mientras que las variables continuas son los valores de los flujos. Otro ejemplo de regla heurística es la siguiente: elija los materiales y las reacciones que eviten o reduzcan el manejo y almacenamiento de sustancias tóxicas y corrosivas. Las variables enteras corresponden a la existencia o ausencia de los equipos en la solución. que a partir de propuestas simples. La segunda estrategia procede avanzando por niveles en una jerarquía de decisiones. Introducción El diseño básico de los procesos químicos no es una tarea trivial ya que hay que seleccionar. Cuando se comparan varias opciones de proceso debe elegirse la que tenga mayor P. principalmente las exigencias de no dañar el entorno.E. tamaño de los equipos.Costo de inversión en equipos .Costo de los servicios para la operación . es la función objetivo mientras que la capacidad de la planta es una restricción. La idea es descomponer el problema de diseño en subproblemas. de acuerdo a: P.1 El Diseño Básico de los Procesos Las estrategias de diseño son dos: 1. La estrategia de programación matemática frecuentemente se usa como un problema de programación no lineal mixta entera. Mejor se opta por reducir la búsqueda y comparación de alternativas viables.). temperaturas. La determinación de factibilidad económica se obtiene calculando el potencial económico (P. se recomienda como regla heurística dejar para el último la separación más difícil. lo cual conduce a un conjunto de muchas ecuaciones no lineales. a partir de una estructura general que contenga todas las alternativas de diseño. Se toma como utilidad bruta o beneficio económico bruto al valor de P.E. por refinamientos sucesivos se llega al diagrama completo del proceso. para separar los componentes de una mezcla en una secuencia de separaciones.E.3 Capitulo 1. en el cual no se incluyen los costos de inversión de equipos ni los de servicios para la operación. Su utilidad radica en despejar confusiones y ayudar a la toma de decisiones. etc. Intentar explorar todas es tedioso y por lo general innecesario. Por la formulación de modelos matemáticos y su solución mediante programación matemática.Gastos por los materiales que se compran . Esta estrategia es la más empleada.Costo por desecho de subproductos indeseables.E. a través de técnicas como la determinación de factibilidad económica.E. Por ejemplo. las presiones. y heurísticas. Dos dificultades de esta estrategia son la naturaleza no lineal de las ecuaciones y la consideración simultánea de todas las alternativas posibles. dentro de una gama amplia de posibilidades. = Ingresos por los productos y subproductos vendibles . Es obvio que cuando el P. Douglas ______________________________________________________________________________________________ . Las heurísticas o reglas heurísticas son guías para la toma de decisiones derivadas de la experiencia. El criterio supremo del diseño es maximizar beneficios aceptando como restricciones cumplir la legalidad vigente. 1. de análisis. 2. los equipos y sus características de manera eficiente que satisfagan los criterios y las especificaciones de diseño de los diferentes tipos de procesos químicos El abanico de alternativas de proceso se amplía en función de los componentes químicos del proceso. Desde el enfoque de optimización. Diseñar el sistema que permita la integración de energía en una red de intercambiadores de calor. Introducción (1988) propone una jerarquía de decisiones para sistematizar la selección de alternativas de diseño. Powers y Siirola (1973) definieron el problema de síntesis como una tarea de invención de la estructura y la determinación de las condiciones de operación del proceso. resumida en la Tabla 1. Puede haber otras instalaciones. eléctricos y de servicios así como la procura de los equipos y su construcción para su emplazamiento en el terreno que ocupara la planta. Dos actividades fundamentales del diseño de procesos son la síntesis y el análisis de los procesos. si resulta de alta rentabilidad. Durante la primera etapa de diseño se procede según la jerarquía de Douglas bajo la toma de decisiones que surgen al formular juicios y tener que elegir entre varias alternativas de proceso. Definir la estructura de reactores y reciclo. las oficinas de comercialización. Rudd.1. Decidir entre proceso continuo o intermitente. El diseño de los procesos químicos pasa por tres etapas: Etapa I. para la definición y estructuración de los equipos que conforman las etapas sucesivas en los que se llevan a cabo las transformaciones químicas y físicas. que debe cumplir ciertos objetivos. 2.1.4 Capitulo 1. obra civil. Una planta química comprende las instalaciones de una empresa química dedicada específicamente a la producción. así como los parámetros del proceso y se desea calcular la salida que se desconoce. Diseño conceptual. Diseño mecánico. etc. El flujo de recursos que pasa por una planta química se ilustra en la Figura 1. Tabla 1. ahí donde se deba cumplir una especificación de diseño como una presión de salida o un flujo constante ha de colocarse una controlador. Definir la estructura del sistema de separadores y 5. También se enriquece el diagrama de proceso al calcular y ubicar los instrumentos y lazos de control. es decir no se tiene la manera en que se configuran las operaciones ni los parámetros de operación. mecánicos. dentro de la misma empresa. Etapa II: Diseño detallado y Etapa III. Definir la estructura de entrada y salida 3. hacer los planos de los diseños estructurales. Jerarquía de decisiones para el diseño básico de los procesos químicos 1. Involucra la síntesis de varias alternativas para crear diagramas de procesos viables. 4. como las de almacenamiento. la ingeniería de detalle y al cálculo riguroso de las dimensiones de los equipos y la eliminación de suposiciones que se hallan usado en la etapa del diseño básico con el objeto de simplificar los cálculos.1. El análisis involucra la descomposición del proceso en las operaciones constituyentes para un estudio de desempeño que puede efectuarse por simulación. Si en esta etapa aún el proyecto de la planta resulta altamente rentable. se continúa con la tercera etapa del diseño. Se usan heurísticas como guías y métodos aproximados para la definición y dimensionamiento de los equipos. que no forman parte de la planta. ______________________________________________________________________________________________ . se procede al desarrollo de la segunda etapa del diseño. Con los resultados se determina la viabilidad económica del proyecto. En el análisis de procesos se conoce la entrada al proceso y la configuración de las operaciones. De acuerdo a la jerarquía de decisiones el diseño básico de los procesos químicos se fundamenta en el uso de un conjunto de técnicas organizadas en sistema. La síntesis de procesos involucra actividades en las que varias operaciones de proceso se combinan para generar un diagrama de flujo. En la síntesis de procesos se conoce lo que entra y sale del proceso pero se desconoce la estructura del proceso. en cinco niveles. Si en las reacciones no se especifican las conversiones ni las cantidades de los reactantes. Otras especificaciones típicas son la pureza de los productos. se espera que en la planta se usen pocos recursos económicos en la compra de materias primas. por ejemplo. Flujo de recursos en una planta. Esto implica que cada producto a separar aparece en una y solo una ______________________________________________________________________________________________ . bajo el cual se cuida de no tener un impacto adverso al medio ambiente. Introducción El tamaño de las flechas en la figura 1. 1. entonces se consideran separaciones perfectas.1.2 Especificaciones y criterios del diseño de procesos Los criterios de diseño son los estándares para determinar la forma en que se hace el diseño.5 Capitulo 1. Las especificaciones de diseño son los requerimientos a cumplir bajo un acuerdo de las partes que las definen y por lo general se definen en las bases de diseño. las aguas residuales contaminadas con materiales peligrosos. esto implica que los componentes ligeros salen en la fase gas y los pesados en la fase líquida. indica la cantidad de los recursos en la entrada y salida de la planta. Existe cierta flexibilidad en el cumplimiento de los criterios y las especificaciones. en los costos de uso de servicios y otros gastos.1 se indica en la salida del proceso un flujo de residuos que de alguna manera se generan en el proceso y pueden ser dañinos al medio ambiente. Una especificación de diseño es la definición de la capacidad de la planta que es del tipo. por ejemplo. Los principales criterios para el diseño de una planta son: que sea lo más económica posible y con el menor consumo de materiales y energía. como los casos por fallas de sobrecalentamientos o derrames. si no se definen las especificaciones de los separadores. pero que el ingreso que se obtiene por la venta de los productos sea sustancialmente mayor que los gastos.1. las conversiones de las reacciones y la distribución de los componentes en los separadores. la disponibilidad de materias primas. ya que el diseño se enriquece por niveles. Diséñese un proceso para producir X toneladas anualmente de un compuesto Y. se hacen consideraciones que simplifican el trabajo de diseño. En la Figura 1. Otros criterios como el de funcionamiento y seguridad se imponen para que la planta opere satisfactoriamente y sin riesgos de accidentes. se supone que entran al reactor en proporciones estequiométricas y justo lo necesario para producir la cantidad de producto especificado. Otro criterio es de índole ecológico. Por ejemplo. En los destiladores a esto se le denomina cortes tajantes ya que nada de los ligeros sale con los líquidos y nada de los pesados sale con los gases. $ Materias primas Planta Química $ Productos Energía Residuos Energía Figura 1. De los cuales se consideran a los reactores como el corazón de los procesos y son estos los que primero se diseñan y luego los separadores. como se muestra en la figura 1.3. como la tasa interna de retorno y el valor presente neto. se toma la regla heurística que recomienda diseñar los separadores considerando que el 99% de lo que entra del componente clave ligero sale por la parte superior del separador. 1. Introducción de las corrientes de salida. se ilustra en el diagrama de cebolla. en la que ______________________________________________________________________________________________ . Como ya se menciono el criterio más importante para evaluar alternativas de diseño es el valor económico. que suele expresarse en el potencial económico u otras medidas de rentabilidad de la inversión. Al evaluar las alternativas de diseño se usan índices de desempeño como la rentabilidad.6 Capitulo 1.2 se muestra la manera en que se consideran las especificaciones y criterios de diseño para seleccionar la mejor alternativa de diseño. para después integrar al diseño los cambiadores al calor.3 El Diagrama de Cebolla Los equipos principales de los procesos son los reactores. La estrategia jerárquica que evoluciona por niveles.2. Determinar especificaciones Generar alternativas de diseño Diseño 1 Diseño 2 Diseño 3 Evaluar criterios de diseño Iterar No ¿Se cumplen las especificaciones y criterios de diseño? Si Continuar con el diseño detallado Figura 1. Ante la falta de especificaciones de separación en el diseño de los separadores. junto con los componentes más ligeros. el grado de cumplimiento de las especificaciones. En la figura 1. mientras que por el fondo del separador se va el 99% del componente clave pesado. Durante el desarrollo de la ingeniería de diseño.2 Procedimiento de comparación y selección de alternativas de diseño. Como cualquier metáfora designa un objeto mediante otro que tiene con el primero una relación de semejanza. así como el total de los componentes más pesados. algunas etapas deben reconsiderarse como se indica con las flechas que reiteran en la figura. El diagrama de cebolla es una analogía gráfica de la jerarquía de diseño de Douglas. seguridad. Esta reconsideración iterada de las alternativas de diseño es necesaria ya que rara vez se tiene suficiente información para producir una respuesta amplia que permita tomar una decisión única y definitiva. ya que no hay solución única en los problemas de diseño por lo que se procede en aproximaciones sucesivas hacia una solución cada vez mejor. de la Figura 1. etc. Las actividades de síntesis y análisis se alternan al iterar en este diagrama de comparación y selección de alternativas de diseño de procesos. y mucho menos la mejor. los separadores y los cambiadores de calor. Decir que los reactores son el corazón de los procesos es una metáfora. posiblemente a la salida también se obtengan substancias inertes diluyentes así como catalizadores.4 ilustra esta secuencia de operaciones de los procesos químicos. ______________________________________________________________________________________________ .3. con equipos de separación como los destiladores y absorbedores. Figura 1. Diagrama de cebolla. siguen los separadores. seguida de la sección de reactores y luego una sección de purificación de los productos. Para ello se ha de requerir el diseño de un sistema de cambiadores de calor que consiga las condiciones adecuadas para cada corriente. Por ello después de diseñar los reactores y el sistema de reciclo ha de diseñarse el sistema de separadores. por lo que a la salida de los reactores se tendrá una mezcla de reactantes y productos. Por último se ha de diseñar los equipos de servicios. los reactantes no convertidos y subproductos. Las corrientes de salida de los reactores contendrán los productos. Las corrientes de entrada a los reactores casi siempre requieren ser acondicionadas para llevarlas a las condiciones de temperatura. Las corrientes de entrada y salida de los reactores difícilmente tendrán las condiciones de temperatura y presión necesarias en los separadores. En algunos procesos también se mezclan a la carga de los reactores substancias diluyentes o catalizadores. algunos que probablemente deban ser desechados en secciones de tratamiento de efluentes. La mayoría de los procesos consta de una sección de preparación de las materias primas. En la mayoría de reactores se tiene una conversión que rara vez llega al cien por ciento. por lo que habrán de ajustarse esas condiciones a las necesarias. Introducción primero se diseñan los reactores. Así que en el orden de prioridad de diseño. presión y composición necesarias en las reacciones. después de los reactores.7 Capitulo 1. Los reactantes han de separarse de los productos y reciclarse al sistema de reactores. La figura 1. Por esto en algunos procesos se tienen secciones de preparación de la alimentación. Estas corrientes requieren tratamientos de separación de los productos. A los reactores se alimentan los reactivos que pueden provenir de corrientes de alimentación fresca o de corrientes de recirculación o una mezcla de ambas. entonces.15 0. La idea es obtener procesos ecoeficientes. En cada nivel del diseño se determinan las alternativas que deben examinarse con más detalle y las que deben excluirse a la luz de razonamientos funcionales. principalmente de energía térmica. ambientales. integrando más equipos al proceso. formulando preguntas y se complementa con el pensamiento analítico. Para el diseño este es el primer paso. es decir. De estos criterios en el uso de recursos. Porque la obtención de beneficios es el incentivo de la industria química y de cualquier otra industria.4 Estructura general de un proceso químico. Puesto que los cambios químicos en las etapas del proceso van acompañados de cambios de energía.1 Durante la segunda etapa del diseño para crear la estructura de separadores se pueden usar reglas heurísticas o un método como el de Nadgir y Liu (1983). que está a 37.20 0. pensar como elegir las partes componentes y definir la manera en que deben interconectarse para formar nuevas y diferentes estructuras.25 ______________________________________________________________________________________________ . pensar en alternativas. que une y relaciona cosas para obtener nuevas cosas.05 0. α 2. económicos y de seguridad. que descompone un sistema complejo en componentes de magnitud manejable.25 0. Para ilustrar esto se propone el siguiente ejemplo.35 Volatilidad relativa. Ejemplo 1. la síntesis es la actividad que genera las configuraciones posibles de proceso mientras que el análisis trata con el estudio de las características de las posibles configuraciones a través de los cálculos de balances de materia y energía. por desmenuzamiento de sus componentes y el pensamiento de síntesis. El enfoque de múltiple perspectiva en la solución de problemas. es una práctica eficiente y para convertirla en costumbre hay que experimentar muchas veces. Se desea separar la siguiente mezcla. a través del cual se auscultan las cosas para su entendimiento. Por último se efectúa el diseño de los equipos de servicios auxiliares que se requieran en el proceso.8 ºC y 1. Introducción Materias primas Preparación y purificación Reacción Separación y purificación Productos Tratamiento de efluentes Productos secundarios Efluentes limpios Figura 1. parece un grosero materialismo pero así ha de ser que los procesos químicos se planeen y construyan por el espíritu de ganancia. Los problemas de diseño de procesos son de este tipo y se adquiere esta visión de apreciación desde diferentes ángulos al pensar en alternativas. el siguiente paso en la jerarquía de diseño corresponde al diseño de los intercambiadores de calor. Para el diseño de procesos se usa como pauta la jerarquía de Douglas o su equivalente el diagrama de cebolla.8 Capitulo 1. En otras palabras.40 1.33 2. Especies A: Propano B: i-Butano C: n-Buteno D: i-Pentano E: n-Pentano Fracción mol 0.72 MPa en sus componentes.0 1. el económico es el más importante. Empieza con un diseño preliminar del reactor y por etapas se enriquece. Si todo lo demás es igual. Las reglas heurísticas que se emplean en este caso de mezclas son las siguientes. al aplicar la regla H2 debe dejarse la separación más difícil para el último. Regla H4. Regla H2. separar en partes iguales. Alternativa 1 A B C D Alternativa 2 A C D A/BCDE AB/CDE B/CDE C/DE D/E E C/DE B D/E E Alternativa 3 A AB/CD Alternativa 4 C A B ABCD/E C B E AB/CDE D C/D CD/E D E Figura 1. si el componente más abundante es el más difícil de separar se tiene un conflicto entre las reglas. ______________________________________________________________________________________________ . para decidir cual es la secuencia de separación más adecuada. los componentes a la derecha son los más pesados y salen por el fondo. Remover las especies más abundantes al principio. Por ejemplo. Que usa el Coeficiente de Facilidad de Separación.9 Capitulo 1.5 se muestran cuatro de estas posibles alternativas: los componentes a la izquierda de la diagonal son los más ligeros y salen por el domo. CFS. como el costo de la separación. que en este caso también corresponde al corte de i-pentano/n-pentano. Una forma conveniete de proponer secuencias de separadores sin usar las reglas heurísticas es la fórmula de Nadgir y Liu (1983). los componentes deben ser removidos de la mezcla en orden decreciente de la propiedad que facilita su separación.5 Cuatro de las catorce alternativas de separación de una mezcla se cinco componentes. La idea es proponer el arreglo de equipos con el menor costo. esto ocurre en la mezcla presente ya que con la regla H1 se debería separar primero el componente más abundante. Dejar las separaciones difíciles para el final Regla H3. Regla H1. Introducción Para una mezcla líquida de cinco componentes se tienen 14 diferentes alternativas de secuencias de separación. en la Figura 1. Al aplicar estas reglas pueden ocurrir casos en que se tienen propuestas contradictorias y se debe usar algún criterio extra. Si no hay separaciones difíciles. el pentano. 46 Puesto que el mayor valor de CFS corresponde al corte ABC/DE este es el corte de la primer columna de destilación. Flujo de vapores en la secuencia 1 es: ∑V 1 = V ABC / DE + V AB / C + V A / B + VD / E ______________________________________________________________________________________________ .20/0.95 0.45/.15 0. Δ= diferencia de temperaturas de ebullición de los componentes adyacentes al corte o si se tienen datos de volatilidad relativa (α) entonces Δ = (α -1)*100.0 1.2 se presentan los cálculos para el coeficiente de facilidad de separación Tabla 1. Para proponer el siguiente corte se tienen las secuencias A/BC o AB/C se vuelve a calcular el CFS y se obtiene: f Δ CFS Secuencia A/BC 0. A/B. Una aproximación del cálculo del flujo de vapores es con la fórmula: V = D + 1.10 Capitulo 1.80 0.26 8.25 114.25 33 26. Para determinar cual de las dos secuencias es la que se debe elegir en el diseño se emplea el costo relativo de separación en función del flujo de vapores en cada columna de destilación.40 1. D corresponde a la suma de flujos de los componentes que salen por el domo y B a la suma de los que salen por el fondo. D/E.40 100 12.05/0. AB/C.2 F/( α -1) Donde: F es el flujo de todos los componentes en la alimentación y D es el flujo en el destilado. Empleando las reglas heurísticas se puede proponer la secuencia 2: ABC/DE.05 0. que corresponde al más fácil.5 Secuencia AB/C 0. A/BC. Introducción CFS = f * Δ Donde: f = relación de distribución de flujos molares de los componentes en el corte D/B o B/D dependiendo del que resulte menor o igual a la unidad.35/.5 13.65 Δ 100 33 140 25 CFS 5.20/. En la Tabla 1.20 0.4 La separación cuyo corte es AB/C es la de mayor CFS. la secuencia final de separación queda: Secuencia 1: ABC/DE.55 0. B/C. D/E.25 0.2 Componente A: B: C: D: E: n-Propano i-Butano n-Pentano i-Pentano n-Pentano Fracción Molar 0.25 f 0.33 2.35 Volatilidad relativa 2.05/. la siguiente lista da algunas medidas preventivas. remediar y hasta revertir el impacto del proceso y sus productos que deterioran el medio ambiente. 3. como es el efecto invernadero en el calentamiento de la atmósfera y el adelgazamiento de la capa del ozono. así como por las emisiones de líquidos y sólidos que contaminan los ríos y terrenos de cultivo. Introducción ⎡ 1. O convertir un subproducto de desecho en un producto de valor. de los ríos y los lagos es cada vez mayor. ∑V 1 Con este ejemplo se ilustra el procedimiento de generación.11 Capitulo 1. De hecho. Otro caso es para detener.2. por lo que se tendrá un menor costo relativo de separación de esta secuencia. 2. Sustitución de solventes peligrosos por solventes en base agua. por ejemplo buscando rutas de reacción para evitar o reducir la toxicidad de subproductos. El uso de catalizadores y reactores que favorezcan la selectividad de los productos deseados y minimice la generación de subproductos contaminantes. A través de tecnologías limpias es posible minimizar la generación de compuestos contaminantes y aumentar el uso eficiente de la energía en las plantas de los procesos químicos.2 ⎤ ⎥ + ⎢( FD ) + ( FD + FE ) ⎢( FA ) + ( FA + FB ) α A / B − 1⎦ ⎣ α D / E − 1⎥ ⎦ ⎣ Al efectuar los cálculos se determina que el menor flujo de vapores corresponde a la secuencia 1. Estas técnicas son benignas al medio ambiente de múltiples formas.2 ⎤ ⎡ 1. en el Apéndice A se extiende esta idea de diseño de procesos que no dañen al medio ambiente.4 La preocupación por el medio ambiente La mayoría de los procesos químicos en uso actualmente surgieron hace décadas. 1. comparación y selección de alternativas de la Figura 1. 1. reciclo y regeneración de materiales. Con la propuesta y aplicación de la reducción o eliminación del consumo de materias primas contaminantes. ______________________________________________________________________________________________ . esto es lo que se conoce como estudios de descuellamiento (del inglés debotlenecking). Aunque se cuenta con tecnologías muy avanzadas de confinación y tratamiento de residuos industriales y municipales. Un caso de modificación de procesos es para permitir un aumento en la capacidad de producción.2 ⎤ ⎡ 1. para evitar efluentes tóxicos y peligrosos. La idea básica del diseño integrado de procesos es destinar los subproductos y residuos que ocurren en un sector del proceso a otro sector en el que pueden usarse como materias primas. La preocupación por el deterioro del medio ambiente la contaminación del aire. conduce a que los gobiernos locales y federales impongan normas y sanciones cada vez más severas. es más común que los nuevos ingenieros encaren problemas de mejoramiento de procesos existentes que la creación de nuevos diseños. cuando no existían métodos sistemáticos para la generación de estructuras óptimas de los mismos. Un concepto de diseño benigno al medio ambiente es el de integración de procesos que se basa en el re-uso. es preferible la aplicación de medidas de prevención de la producción y emisión de contaminantes. Por esto los procesos con muchos años en operación presentan oportunidades de mejoramiento funcional y económico.2 ⎤ + = ⎢( FA + FB + FC ) + ( FA + FB + FC + FD + FE ) ⎥ + ⎢( FA + FB ) + ( FA + FB + FC ) α C / D − 1⎦ ⎣ α B / C − 1⎥ ⎦ ⎣ ⎡ 1. que aunque no es exhaustiva sirve de ilustración. por ejemplo. en inglés a este mejoramiento se le llama “retrofitting”. El establecimiento de las condiciones de operación y La integración de requerimientos de los servicios. 3. 4. 2. Como en el ejemplo. 5. Esta lista resume las decisiones fundamentales del diseño. 3. Información de servicios auxiliares y de proceso.000 hr/año tienen un factor de servicio aproximado de 91 %. La capacidad de producción deseada se determina por un análisis detallado del mercado y bajo la definición de la fracción del mercado que se espera cubrir. Esto incluye: 1. Si no es posible. la selección de alternativas se puede efectuar bajo un esquema sistematizado de decisiones razonadas. el tipo y tamaño de los equipos así como las condiciones de operación. 1. probar la posibilidad de reciclarlo hasta su extinción. 7. ______________________________________________________________________________________________ . La selección del tipo de los equipos. este es el factor de servicio. enviarlo a confinamiento. Si no es posible. Por lo que solo se trabaja una fracción de los 365 días del año. debido a las economías de escala y la globalización. La capacidad. 4. La selección de la ruta de reacciones. 3. limpiar equipos. Determinar si se puede reducir el contaminante en el punto de su generación. El establecimiento del esquema (diagrama) de proceso. La capacidad de producción (toneladas anuales del producto) suele tomarse como base para efectuar los cálculos de balances de materia y energía. tratar de purificar el contaminante si es que puede venderse y recuperar los costos de purificación. Actualmente no es una tarea fácil hacer la estimación de la fracción del mercado a cubrir. Proponer un tratamiento que elimine su peligrosidad. cambiar catalizadores.12 Capitulo 1. Si no es posible. reparar instrumentos. la selección de la química del proceso. 4. 1. La selección de la carga de la planta. Para proceder al diseño se parte de las especificaciones de diseño que forman un documento conocido como Bases de diseño y que contiene los antecedentes técnicos y requisitos a cumplir por el diseño. etc. 5. La mayoría de las plantas requieren parar la producción para hacer el mantenimiento. la definición de la configuración del proceso. Las especificaciones de las alimentaciones y productos. 1. 5. 6. Como el siguiente. Generalidades. La selección del tipo de proceso a utilizar. 2. 2.5 Las bases de diseño El proyecto de diseño de un proceso químico tiene por origen cubrir un requerimiento de capacidad de producción. Plantas que operan 8. Introducción Proponer y comparar alternativas de diseño es la tarea fundamental en el diseño de procesos. Están sujetos a un análisis técnico económico de alternativas los siguientes aspectos de ingeniería. resumido en una frase como la siguiente: Diséñese un proceso para producir X Toneladas anualmente de un compuesto Y. el factor de servicio y la flexibilidad. Las condiciones de las alimentaciones y productos en los límites de batería. Si no es posible. Otro nombre del diseño básico de procesos es el diseño conceptual de los procesos. Douglas. 6. ______________________________________________________________________________________________ . Rudd. “Studies in Chemical Process Design and Synthesis”. 1. Nov. en separadores o cambiadores de calor. Conclusión.F. McGraw-Hill.3 se presenta un ejemplo de bases de diseño con los datos de un proceso para recuperar etano y licuables a partir de gas natural. Process Synthesis. Los problemas de diseño de proceso no tienen una solución única. es la mejor con carácter provisional. condiciones de seguridad y las instalaciones requeridas de almacenamiento de materias primas y productos. En la Tabla 1. Siirola. AICHE J. Finalmente con el diseño de los cambiadores de calor se fijan las demandas de servicios de calentamiento con vapor y de enfriamiento con agua fría. Las piezas se integran poco a poco.. y Y. lo cual equivale al acomodo de los equipos en el diagrama de procesos. 2.13 Capitulo 1. Powers y J. G. al comparar alternativas de diseño se elige como más plausible la que mejor satisface los criterios y las especificaciones de diseño. Esto permite que el diseño se desarrolle de manera incremental y que cada subsistema pueda tener sus especificaciones particulares.J. Referencias. vol. Prentice-Hall. Con las especificaciones del proceso se definen los reactores y los separadores. M. Conceptual Design of Chemical Processes. 3. 29. J. Después se buscan combinaciones entre las corrientes de proceso en cambiadores de calor para un óptimo aprovechamiento de la energía. Introducción En algunos casos además se considera: Las normas y requerimientos para el tratamiento de efluentes. 1988. en donde cada uno de estos tiene una función particular.M. V. Cada nueva alternativa que supera a las demás es una aproximación al óptimo. 1983. pp 926-934. por lo tanto. Diseñar un proceso es como ensamblar las piezas de un rompecabezas. como la transformación en reactores. Liu. con el diseño hasta este nivel se deben conocer los balances de materia y energía. Nadgir. 1973. D. porque se conceptualizan como integrados por subsistemas. A. no.J. Inc. 813 1. Introducción Tabla 1. a partir de gas natural previamente endulzado. psig 1450 640 60 T. °F 825 655 308 Calidad Sobrecalentado Sobrecalentado Saturado ______________________________________________________________________________________________ . el factor de servicio y la flexibilidad.556 13. Físico Líquido Gas Presión (psia) Max/normal/min 694/315/315 1120/1120/1120 Temperatura (°F) Max/normal/min 85 104/95/86 Forma de entrega Gasoducto Gasoducto Información de servicios auxiliares y de proceso.3 Bases de diseño de un proceso para recuperar etano y licuables a partir de gas natural. servicios y uso sanitario.471 0. Diseñar una planta para recuperar etano y licuables. será de 500 MMPCSD a 68 °F y 14. potable. Productos Etano (+) Gas residual Edo. Agua tratada de entrada al proceso: 90 °F.000 ton/año con un factor de servicio de 0. Requerimientos de agua para la caldera.2 psia. con la siguiente composición: Componente Metano Etano Propano Isobutano n-Butano Isopentano n-pentano Hexano (+) Bióxido de carbono Total: % mol 76. endulzado. de enfriamiento. De retorno a torre de enfriamiento: 115°F Vapor disponible: Servicio Alta Media Baja P.9 (operara 11 meses al año y un mes se usa para mantenimiento). Condiciones de las alimentaciones en los límites de batería: Alimentaciones Gas Dulce Edo.355 0.14 Capitulo 1. Empleara procesos criogénicos.00 Se espera que tenga menos de 4 ppm de H2S y con H2O saturado a las condiciones de la alimentación.335 0. La planta tendrá la flexibilidad de obtener propano además de etano. Generalidades. Físico Gaseoso Presión (psia) Max/normal/min 995/960/950 Temperatura (°F) Max/normal/min 104/95/86 Forma de recibo Gasoducto Condiciones de los productos en los límites de batería. Las condiciones de las alimentaciones y productos en los límites de batería. Las especificaciones de las alimentaciones y productos. La carga de gas natural.592 0. el proceso. Producirá 150.152 100.777 0.949 5. La capacidad. ______________________________________________________________________________________________ . de reciclo y de separadores.Capitulo 2. Con ejemplos se ilustra como se usan las heurísticas para orientar las decisiones en el diseño de los sistemas de reactores. de acuerdo a la metodología de Douglas. También se da en este capitulo una guía para la construcción e interpretación de los diagramas de procesos y su descripción. Etapas del Diseño Básico En este capitulo se presenta la forma en que se aplica el diseño de proceso. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 15 Capitulo 2. . por etapas. 16 Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Capitulo 2. Las Etapas del Diseño Básico de Procesos. En el capitulo 1 se definió la jerarquía de decisiones para el diseño básico, metodología propuesta por Douglas [1]. En este capitulo se describen con detalle como se aplica esta metodología, de acuerdo a las siguientes etapas del diseño básico a determinar. 1. Definir el modo de producción, proceso continuo o intermitente. 2. Determinar el número y composición de las corrientes de la estructura de entrada y salida. 3. Determinar la estructura de reactores y reciclo, 4. Definir la estructura del sistema de separadores y 5. Definir la integración de energía en una red de intercambiadores de calor. La metodología de diseño por una jerarquía de decisiones pone en orden de importancia los diversos sectores o subsistemas del proceso, cada uno con objetivos particulares y técnicas propias. A medida que se avanza en cada nivel de la jerarquía, se formulan cuestiones que permitan elegir entre múltiples alternativas, al avanzar en los niveles de la jerarquía se efectúan los cálculos del tamaño de los equipos y la estimación de los costos. Si el potencial económico resulta negativo o muy pequeño, se buscan y prueban otras alternativas. En este texto la jerarquía de niveles de diseño sólo se aplica a procesos continuos. 2.1 Consideraciones del diseño en el Nivel 1. El Nivel 1 trata con la elección de la química y del tipo de proceso, continuo o intermitente. Para este nivel el tamaño del mercado del producto es un factor determinante. Cuando la capacidad de producción es menor a un millón de kilogramos de producto por año se recomienda procesos con operación intermitente. Cuando se excede esta cantidad el proceso será continuo. Además de la capacidad de producción hay otros factores para la selección del tipo de proceso, se deben considerar los tiempos de residencia en los reactores, si son grandes, se recomienda usar procesos intermitentes, la misma recomendación aplica en el caso de manejo de sólidos y lodos en las reacciones. Los procesos intermitentes contienen varias o todas sus unidades que operan con interrupciones frecuentes. Durante un lote o ciclo de producción, en distintas unidades se cargan los materiales, se lleva a cabo una operación, después se detienen, para finalmente vaciar su carga a otro equipo y proceder a su limpieza antes de comenzar otro lote. Los procesos intermitentes tienen flexibilidad para fabricar múltiples productos en la misma planta, mientras que los continuos, una vez que se construyen las plantas solamente podrán fabricar un producto principal y en algunos casos unos pocos subproductos valiosos. Por esta razón los procesos intermitentes se usan en la fabricación de la mayoría de las especialidades químicas, como las pinturas, cosméticos, medicinas, pegamentos, etc. Por otro lado los procesos continuos aventajan a los intermitentes por tener el menor costo de producción. La elección de la química del proceso contempla como factores importantes los siguientes. 1. Las reacciones químicas y las condiciones de reacción (Rendimientos, conversiones, efectos térmicos, la utilización de catalizadores costosos o no regenerables, etc.) 2. La capacidad de producción deseada, el factor de servicio y la flexibilidad. 3. La pureza deseada del producto y su precio. 4. Las materias primas y su precio. ______________________________________________________________________________________________ Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 17 5. Cualquier restricción de procesamiento, por ejemplo, tendencias a coquización o polimerización. 6. Las propiedades físicas de todos los componentes. 7. La toxicidad, seguridad e impacto ambiental de los materiales involucrados, incluidos los catalizadores y solventes. 8. El potencial económico. 9. Otros datos sobre el sitio y la planta. 10. Datos del costo de subproductos y de los servicios. Para recopilar esta información debe recurrirse a múltiples fuentes bibliográficas como libros, enciclopedias, artículos de publicaciones periódicas, así como reportes industriales y boletines de proveedores. Actualmente la Internet ofrece un cúmulo de información gratuita. La identificación de los riesgos causados por el manejo de materiales explosivos, tóxicos o corrosivos es importante para el diseño del proceso ya que debe evitarse el uso de materiales que conlleven riesgos a la salud, al medio ambiente y a las instalaciones. El siguiente ejemplo ilustra la consideración de estos riesgos al comparar dos rutas de reacción para un mismo producto. Ejemplo 2.1. Para la producción del anhídrido maleíco (C4H2O3) se tiene dos rutas, una a través del benceno y otra a partir del butano: Ruta 1: a partir del Benceno con V2O5 y MoO3 como catalizadores: C6H6 + 7/2 O2 Æ C4H2O3 + 2CO + 2H2O C6H6 + 15/2 O2 Æ 6CO2 + 3 H2O Ruta 2: a partir del butano con (VO)2P2O5 como catalizador: C4H10 + 7/2 O2 Æ C4H2O3 + 4H2O C4H10 + 5.5 O2 Æ 2CO2 + 2 CO + 5 H2O En la ruta 1 se tiene una alta selectividad de benceno hacia el anhídrido maleíco (0.95) y casi una conversión total por paso. En la ruta 2 ocurre lo contrario, pero tiene la ventaja, con respecto a la ruta 1 de que el butano es más barato que el benceno además de que este último es cancerigeno. Para este caso se elige la ruta 2 de reacción como la más adecuada para producir el anhídrido maleíco, con ello se reduce el riesgo de daños a la salud al manejar materiales menos tóxicos. En el Apéndice A se trata la idea de diseño de procesos benignos al medio ambiente. Dos direcciones con datos de la toxicidad de substancias químicas son: http://www.epa.gov/opptintr/env_ind/index.html http://www.epa.gov/ngispgm3/iris/subst/index.html Algunos de los criterios para la selección de las rutas de reacción son: Factores a favor: 1. Un potencial económico alto. 2. La obtención de subproductos valiosos y 3. La alta selectividad en las reacciones al producto principal. ______________________________________________________________________________________________ 18 Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Los factores en contra son: 1. 2. 3. 4. 5. El manejo de substancias explosivas, tóxicas o corrosivas. Las reacciones violentas como las muy exotérmicas. El número de pasos intermedios. Las condiciones de operación drásticas de alta temperatura y presión. La utilización de catalizadores costosos. 2.2 Consideraciones del diseño en el Nivel 2 El nivel 2 se debe decidir cuales serán los materiales a la entrada y salida del proceso. En algunos casos si se tienen impurezas en las alimentaciones hay que evaluar las alternativas de purificación o no purificación de las alimentaciones. También en los productos si se tienen subproductos hay que decidir cuales no se separan ni purifican y extraerlos del proceso tal vez como purgas de desecho o materiales que pueden usarse como combustibles. El potencial económico hasta este nivel se define como: P.E. = Valor el producto + valor de los subproductos- costo de materias primas. Así el potencial económico es el beneficio anual que se lograría si no se tuviese que pagar los costos de capital ni de los servicios. Uno de los meritos de Douglas al proponer su procedimiento jerárquico para el diseño de procesos es que al avanzar por niveles estimula el cuestionamiento de posibles situaciones. En cada nivel se toman decisiones con base a estos cuestionamientos, por ejemplo; 1. 2. 3. 4. ¿Se deben purificar las alimentaciones antes que entren al proceso? ¿Se deben reciclar o remover los subproductos de reacciones reversibles? ¿Se deben recuperar y reciclar todos los reactantes?, ¿Se debe usar un reciclo de gas con purga? Douglas da heurísticas para responder a estas preguntas, por ejemplo: 1. Si la alimentación tiene impurezas no inertes y/o en cantidades significativas, removerlas antes de que entren al reactor. 2. Si una impureza en la alimentación es un producto alimentarlo a la planta a través del sistema de separadores. 3. Si la impureza en la alimentación esta en alta proporción con respecto a los reactantes, eliminarla antes que entre al proceso, etcétera. 4. Si la impureza está presente como un azeótropo con el reactante, es mejor procesarla. 5. Si la impureza puede desactivar el catalizador, extraerla. Estas heurísticas deben tomarse como guía pero no es la única forma de orientar la toma de decisiones durante el diseño del proceso. Al final de este capitulo se incluye una sección de heurísticas más empleadas. Para orientar la toma de decisiones en el nivel 2 se cuenta con algunas reglas heurísticas, como en el siguiente ejemplo que usa la Regla Heurística: Use un exceso de algún reactante para consumir completamente a otro reactante que sea valioso, tóxico o peligroso. ______________________________________________________________________________________________ Principalmente a la determinación de las condiciones de operación que afectan considerablemente al resto del proceso. ______________________________________________________________________________________________ . La elección de una de las alternativas dependerá del costo de los productos. promueve la desaparición del éter di etílico en la reacción reversible secundaria. por ejemplo. Esto además de agotar al etileno. 2 CH3CH2OH ↔ C2H5 – O – C2H5 + H2O La alimentación consta principalmente de etileno y muy poco propileno y metano. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 19 Ejemplo 2. se establece la estructura de reciclo.1 Estructura de entrada y salida del proceso de etanol. aunque aumentan los costos al tener que sobre dimensionara todos los equipos en el reciclo. esto de flexibilidad al proceso. Se puede hacer el diseño para operar con una u otra opción dependiendo del valor de los subproductos en el mercado. Si en cambio se decide por la remoción de un subproducto reversible se tendrá un mayor requerimiento de materias primas y un aumento de los costros variables.3 Consideraciones del diseño en el Nivel 3 En el Nivel 3. El propileno también reacciona para formar alcohol isopropílico. el uso de diluyentes y la elección de la temperatura y la presión. Se tienen dos alternativas para la salida de productos. En este nivel se da particularmente importancia a los reactores. una en la que sale exclusivamente el alcohol y nada del éter y otra en la que salen los dos productos. Douglas [1] recomienda la siguiente regla heurística para el número de reactores. La decisión es económica. La figura 2. Datos del proceso indican que se lleva a cabo a altas temperaturas por lo que el exceso de agua evitaría el fenómeno de cocking. 2. De acuerdo a la regla heurística se recomienda usar una alimentación al reactor con un exceso de 4 a 1 de agua a etileno. Reciclar un subproducto de reacciones reversibles si es de poco valor y usa como reactivo al producto principal.2 En la producción del alcohol etílico se tiene la reacción principal: CH2 = CH2 + H2O Æ CH3CH2OH En otra reacción secundaria menos del 5% del alcohol se convierte a éter di etílico. se promueve su desaparición por ser una reacción reversible. Alimentación Productos Etanol Etileno + impurezas Proceso Eter etilico Efluentes desechables Agua Figura 2.Capitulo 2.1 muestra el flujo de materiales a la entrada y salida del proceso de fabricación de etanol a partir de etileno. La siguiente regla heurística se orienta en este sentido. Si se opta por reciclar al éter. Cuando existan inertes en el reciclo. Para cado caso se prevén las siguientes situaciones. separar los componentes con destilación o extracción líquida. Reciclo Vapor Alimentacion Reactor Separador de líquidos Líquido Separador de fases Líquido Vapor Purga Recuperación de vapores Productos Reciclo Figura 2.2. ya sea por condensación. que pueden ser destiladores. Para reacciones con elevadas conversiones evaluar la posibilidad de no recuperar ni reciclar los reactantes no convertidos. y segundo por la presencia de compuestos diluyentes que se usan para atenuar efectos térmicos y deban re-usarse en el reactor. por limitaciones de conversión en el reactor y/o la presencia de reactantes en exceso que puedan usarse para favorecer el equilibrio en las reacciones o evitar la extensión de reacciones indeseables. Para la recuperación de vapores usar condensación. etc. a la salida del reactor se pueden tener posiblemente dos fases. considerar la remoción de uno de los productos en el reactor. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Si algunas de las reacciones del proceso se efectúan a diferentes temperaturas y presiones o si usan diferentes catalizadores.2 Configuración de la estructura de reciclo. ______________________________________________________________________________________________ . c) Si se tienen dos fases a la salida del reactor. reciclarlos directamente al reactor. especificar diferentes reactores para cada reacción. membranas o posiblemente reactores. como ya se menciono antes. a) Si se tiene una fase líquida. ciclones. así como los reciclos de reactantes al reactor según sea su fase. separar las fases. absorbedores. enfriar para formar dos fases. Las principales razones por las que se incluyen corrientes de reciclo alrededor del reactor son: Primero. Los vapores se tratan en un sistema de recuperación de vapores. ya sea líquido. Diseñar primero el sistema de recuperación de vapores antes del sistema de recuperación de líquidos. Los líquidos separarlos en un tren de separadores. adsorción. Cuando la fase líquida este constituida.20 Capitulo 2. Igualmente. absorción. por reactantes. principalmente. debe incluirse una corriente de purga y evitar la acumulación de los inertes. vapor o las dos fases. b) Si sólo se tiene una fase vapor. flash o cualquier otro medio y procesar por separado cada fase. para desplazar el equilibrio hacia la generación de productos. El esquema general de la estructura de reciclo se muestra en la Figura 2. El efluente del reactor contiene los componentes de la alimentación más los componentes formados en las reacciones. normalmente las cantidades no convertidas de estos no se recuperan ni se recicla.2. Pero es imperativo extraer del proceso los productos.2. ______________________________________________________________________________________________ .1 Heurísticas para el destino de las corrientes. si el flujo de la purga es grande. Debido a que los materiales tales como el agua y el aire valen menos que los reactivos orgánicos. Tabla 2. los subproductos valiosos y los inertes. se cuenta con los siguientes datos. Tipo de compuesto Reactante Impurezas en reactantes Intermediario en reacciones reversibles Producto principal Subproducto valioso Subproducto combustible Subproducto contaminante Subproducto reversible Inerte Acción Reciclar Eliminar antes del reactor o reciclar y purgar Reciclar o extraer Extraer del proceso Extraer del proceso Extraer del proceso Enviar a tratamiento de efluente Reciclar (a veces) Extraer en purgas En el proceso de etanol. el volumen del reactor aumenta lo mismo que el costo de energía en bombeo y compresión. Se clasifican y tratan cada componente a la salida del reactor según se indica en la Tabla 2.1. Por esto se considera una especificación de diseño importante la definición de la relación de flujos entre la purga y el reciclo. Se propone que solo se reciclen hasta su extinción los reactantes y los intermediarios que no se desea extraerlos del proceso. en el caso del ejemplo 2. del ejemplo 2. el destino que debe darse a los componentes efluentes del reactor se indica a continuación: Componente Etileno Propileno Metano Agua Etanol Éter Isopropanól Tipo Reactante Reactante Inerte Reactante Producto principal Producto y reactante Subproducto Acción Reciclar Purgar Purgar No reciclar. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 21 Si la concentración de inertes en el reciclo es grande.Capitulo 2. es barato Extraer Reciclar o extraer Extraer Para orientar la toma de decisiones en el destino de los componentes a la salida del reactor se necesitan datos de las propiedades fisicoquímicas de los componentes. Por otro lado. la extracción de reactantes valiosos puede causar pérdidas económicas en la producción. 994 -2. formar una fase líquida que contenga. kal/mol A 7.2 -17.909 5.502 1.56 0.chemfinder.113 3. Para recuperar los líquidos que puedan arrastrarse en el gas se puede poner un absorbedor con agua como absorbente.602 C*10-5 0. En la fase gas se tendrá etileno.2 -64.5 -47. Se deberá tener cuidado de que las temperaturas de entrada y salida del reactor se mantengan dentro de los limites específicos de operación.3. etanol.53 Dos direcciones de Internet con información de propiedades físicas y químicas son: http://www.74 8.0 0. Del gas que sale del absorbedor una fracción se purga y el resto se recicla al reactor.789 0. éter y alcohol isopropílico.785 82.745 4. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Éter Metano Propileno Di etílico Grav.609 100.com/ y http://webbook.879 4. En procesos con reactores que operan adiabáticamente se tendrá un aumento de temperatura si la reacción es exotérmica. B y C son las constantes de la capacidad calorífica en Cp = A + B*T + C*T2 Agua Etanol Etileno Alcohol Isopropílico 0.gov/chemistry/. por razones de seguridad. Nótese que la recuperación de vapores se hace con agua en un absorbedor.771 A.23 12.117 1. para que la reacción tenga lugar y un valor de temperatura máximo que no debe rebasarse.8 -82.1 243.4 235. limite inferior.879 ΔHf. Purga Absorbedor Agua Etileno Metano Propileno Reactor Flash Agua Etanol Isopropanól Éter Agua Figura 2.22 Capitulo 2.701 2.773 0. 1. o para evitar la descomposición de productos o la desactivación del catalizador.7 34. De acuerdo a las temperaturas de ebullición se puede enfriar la mezcla efluente del reactor y en un separador de fases.2521 -2. esp. °C -57.nist.79 -52.473 2. el agua.724 3.0 78. Normalmente se requiere un valor de temperatura.496 -65. ______________________________________________________________________________________________ . °C 374.6 -161.153 0.05595 5.4 -103.4 Tc.6 193. Un diagrama simplificado de la estructura de reciclo del proceso del etanol se da en la Figura 2.2.022 4.41 7.7 Teb. principalmente.5 9.886 B*10-2 0.0 -1.708 0. metano y propileno.3 Diagrama de la estructura de reciclo del ejemplo 2.1 91.80 -2. 2. ejemplo 2. los componentes deben ser removidos de la mezcla en orden decreciente de la propiedad que facilita su separación. 5. Tabla 2. 2.2 la lista ordenada de componentes según su temperatura de ebullición es: Componente Metano Teb.4 82.6 Etanol Isopropanól Agua 78. sigue siendo atractivo. se tendrán tres corrientes de productos. Remover primero los componentes corrosivos y peligrosos. El siguiente corte corresponde al etanol que se obtendrá por el domo de una columna y en el fondo el alcohol isopropílico más el agua. normalmente columnas de destilación. Remover el componente más abundante primero.5 Consideraciones del diseño en el Nivel 5 El objetivo de este nivel es inventar una red de intercambiadores de calor que combinen a las corrientes calientes del proceso con las corrientes frías del proceso. se han de reciclar o extraer del proceso juntos. en una lista ordenada de menor a mayor. Si el P. como el costo de la separación. tratando de hacer el uso mínimo de servicios externos.4 100. Al diagrama de la figura 2. 2.Capitulo 2. 1.2 se usan las reglas heurísticas para definir la secuencia de separadores del proceso del etanol. Con los valores de temperatura de ebullición de los componentes. ______________________________________________________________________________________________ . Si no hay separaciones difíciles. como se indica en la figura 2. ºC -161.2 se presentan unas de las principales. Para el proceso del etanol del ejemplo 2.4 Consideraciones del diseño en el Nivel 4 El Nivel 4 Trata con la determinación del sistema de separadores. el éter. Se propone separar primero al éter de los demás líquidos. en la Tabla 2.4. en una columna de destilación. Se toma como regla heurística para este nivel la siguiente: tratar de recuperar más del 99 % de cada uno de los materiales valiosos. etileno y propileno. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 23 Hasta este nivel se vuelve a calcular el potencial económico del proceso tomando en cuenta los costos de reciclo y posibles perdidas de reactivos en las purgas o si se usa como combustible los gases purgados. En el proceso de producción de etanol.0 Exceptuando a los gases de reciclo. Se vuelve a calcular el valor del potencial económico del proceso tomando en cuenta los costos de los separadores.E. se forman grupos con valores cercanos y se designan a un mismo destino.3 se agregan los separadores. Al aplicar estas reglas pueden ocurrir casos en que se tienen propuestas contradictorias y se debe usar algún criterio extra.7 Éter 34. Favorecer las separaciones que balanceen los flujos de los productos. 3. es el número de corrientes de producto. equipos y servicios. Si dos o más componentes con temperaturas de ebullición adyacentes. continuar al siguiente nivel del diseño. Realizar las separaciones difíciles al último. 4. para decidir cual es la más adecuada.7 Propileno -47. el etanol y una corriente con la mezcla de agua e isopropanól. también tomar en cuenta su costo como ahorro de combustibles. es decir hacer una integración térmica de las demandas de enfriamiento y calentamiento del proceso.2 Reglas heurísticas para la definición de secuencias de separadores. Para el diseño del tren de separadores se usan reglas heurísticas. El número de grupos de todas las corrientes excepto la de reciclo. no deben separarse. 6.5 Etileno -103. el metano. tóxicos o peligrosos en las reacciones químicas. Si hay que remover una gran cantidad de calor por reacciones altamente exotermicas no remover los inertes. se puede optimizar el uso de los servicios de vapor y de agua fría. Resumen de reglas heuristicas 1. Seleccionar las materias primas y reacciones que permitan evitar.24 Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Éter etílico Purga D e s t i l a d o r Agua Absorbedor Etileno Metano Propileno Etanol D e s t i l a d o r Reactor Flash Agua D e s t i l a d o r Agua + isopropanól Figura 2. Estos servicios de calentamiento y de enfriamiento se pueden proveer con vapor. Se debe definir el arreglo de los cambiadores de calor. En las corrientes del proceso se tendrán corrientes que requieran calentarse y otras que requieran enfriarse. eliminar las especies inertes antes de los reactores.4 Diagrama del proceso de fabricación del etanol. ______________________________________________________________________________________________ . el manejo o almacenamiento de sustancias tóxicas y peligrosas. lo cual implica el ya anticipado proceso iterativo de propuestas y correcciones en el diseño. para el calentamiento y con agua fría para el enfriamiento. Lo que resulta es una integración térmica en una red de intercambiadores de calor. Si se busca una combinación entre las corrientes de proceso para que intercambien entre ellas sus flujos de calor. Probablemente cuando se llegue a la etapa de diseño de la red de intercambiadores de calor deban modificarse algunas decisiones tomadas en etapas anteriores. hasta lograr un diseño final. Económicamente se obtiene un ahorro al disminuir los costos de calentamiento con vapor y de enfriamiento con agua fría. 3. Use el exceso de uno de los reactantes para inducir el consumo total de reactantes valiosos. si la separación se puede efectuar facilmente o cuando afecta adversamente al catalizador. Una regla heurística para definir las posibles combinaciones entre corrientes de proceso es que el acercamiento máximo entre sus temperaturas no sea menor a un valor que va de 10°C a 30 °C. Cuando se requieran productos casi puros. 2. 6 Diagramas de Procesos Un diagrama cualquiera es un arreglo de figuras y líneas que muestran la interacción entre los elementos de un sistema. en pequeñas cantidades. Los diagramas más empleados son de tres tipos: 1. Para aumentar la presión de una corriente es preferible bombear un líquido a comprimir un gas. Las secciones pueden ______________________________________________________________________________________________ .Capitulo 2. Los diagramas de bloques. 2. 5. como propuestas de acción. Condensar el vapor siempre que no se necesite refrigeración antes de bombear. Los diagramas de bloques son bosquejos a la manera en que un pintor planea su obra. Saber hacer e interpretar diagramas de proceso es una de las actividades importantes de los ingenieros químicos. Para remover el calor de reacciones poco exotermicas. 2. No purge especies químicas valiosas o que sean tóxicas o peligrosas. la presión o el catalizador para obtener altos rendimientos de los productos deseados. El empleo de heuristicas. un inerte como diluyente o la alimentación fría escalonada a lo largo del reactor. 11. En los diagramas se esquematizan secciones genéricas del proceso de manera cualitativa. de agotamiento o extracción líquido-líquido ante otras opciones de separación. 6. Cada nueva propuesta de diseño se acerca más al óptimo. 12. Para reacciones en paralelo o en serie. Defina corrientes de purga de líquidos o vapores para especies que entren al proceso como impurezas o que sean producidas en reacciones laterales irreversibles. sirven de guía para la toma de decisiones requeridas en cada nivel del diseño. Para la separación de líquidos preferir el uso de columnas de destilación. Posiblemente puedan usarse interenfriadores. Siempre que las especies a purgar esten presentes en pequeñas cantidades o que sean dificiles de separar de las otras especies químicas. Trate de condensar vapores usando agua de enfriamiento. aunque esten en pequeñas concentraciones. Para remover el calor de reacciones altamente exotermicas considere el uso del exceso de uno de los reactantes. 8. 10. Agrege separadores para emover las especies valiosas o agrege reactores para eliminar a las especies tóxicas o peligrosas. En el caso de los procesos químicos este es un gráfico en el que se muestran las principales etapas del proceso. use un lazo de circulación del fluido del reactor a un enfriador externo o use una camisa o serpentin de enfriamiento. 9. 7. en el diagrama que mejor debe satisfacer los requerimientos y las especificaciones de diseño por sucesivos intentos aproximatorios. Mejor reciclarlos para su extinción. Los subproductos que se obtienen en reacciones reversibles. Avanzando por niveles el diagrama del proceso crece por refinamientos. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 25 4. 3. usualmente no se remueven en separadores ni se deben purgar. Los diagramas de tuberías e instrumentos. Los diagramas de flujo de proceso. ajustar la temperatura. Las tablas de simbología. tablas de simbología y las hojas de las especificaciones de los equipos. en ellas se incluye el nombre de la corriente.3 se representan algunos de los símbolos más empleados. en la Tabla 2. Los nombres de las etapas u operaciones unitarias se indican dentro de los rectángulos y por medio de flechas se indica cual es la dirección del flujo de materiales. su número. las principales etapas. Los diagramas de bloques son equivalentes a la descripción del proceso. La descripción del proceso es un texto que menciona el propósito del proceso.5 se muestran algunos iconos empleados en la construcción de los diagramas de flujo de proceso. flujo molar. Los diagramas de tuberías e instrumentos incluyen el diagrama de flujo de procesos más los detalles de instrumentos y lazos de control. presión. contienen la descripción de los símbolos empleados en los diagramas. llamadas algunas veces clave. la fase en que se encuentra. Los diagramas de flujo de proceso son la representación gráfica de los equipos por iconos que los representan. En algunos casos. Son útiles para representar los rasgos característicos de los equipos del proceso en los iconos. los principales equipos que se usan y los servicios requeridos. se incluyen las reacciones y condiciones de operación de los equipos. la composición. flujo másico. ______________________________________________________________________________________________ . En la Figura 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos tener detalles de las principales etapas del proceso que por lo general se representan en rectángulos. Las diferentes empresas de la industria química emplean diferentes iconos y símbolos. Los símbolos que se emplean indican la ubicación y función de los accesorios e instrumentos.5 Principales iconos de los equipos de proceso. en la descripción de los procesos. las materias primas necesarias.26 Capitulo 2. la entalpía y otras propiedades. La tabla de balances de materiales es un resumen de la información que caracteriza a las corrientes del proceso. Tanques Bombas Válvulas Varios cambiadores de calor Calentador a fuego directo Compresor Reactor Columnas de destilación Figura 2. Con los diagramas se suele agregar tablas de balances de materiales. su temperatura. 3. níquel y molibdeno sobre alúmina. En los separadores las salidas se indican con flechas verticales. reaccionan con el hidrógeno para dar ácido ______________________________________________________________________________________________ .3. Entrada de materia prima (se identifica la corriente por su nombre) Número de corriente Temperatura Presión Flujo másico Salida de producto (se identifica la corriente por su nombre) Recomendaciones para la construcción de diagramas de flujo de proceso. Dibujarlos de acuerdo a su tamaño relativo. 5. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 27 Tabla 2. Descripción del proceso. las torres más grandes que los reactores. Representar todos los equipos mayores del proceso. El proceso catalítico de reformación de nafta tiene entre sus especificaciones de la carga. separadores. Asignar a cada equipo un número único de identificación y un nombre descriptivo. Símbolos de los diagramas de flujo e identificación de corrientes. etc. La nafta (corriente 2) se mezcla con una corriente de hidrógeno (corriente 1) para después precalentarse con el efluente del reactor (corriente 6) y vaporizarse en un calentador a fuego directo (corriente 4). cambiadores de calor. Emplear rectángulos o iconos representativos de las operaciones del proceso (para los reactores. Los compuestos de azufre como los mercaptanos. que no contenga más de 10 ppm de compuestos de azufre. los cambiadores de calor más grandes que las bombas. Las corrientes del proceso se numeran para su identificación. estos números deben indicar el punto de balance de materia que se reporta en la tabla de balances. 6. ya que éstos envenenan al catalizador de reformación. sulfuros. Unir los iconos que representan las operaciones del proceso con flechas. Para cumplir esta especificación la nafta se somete a un proceso de hidrotratamiento. Numerar todas las corrientes del proceso secuencialmente. En los límites de batería la entrada de reactivos se denomina carga fresca y a la salida de productos se les conoce como efluentes. Las materias primas entran al proceso a la izquierda y los productos salen a la derecha. La orientación de las flechas indica la dirección del flujo de materiales en el diagrama y debe ser de izquierda a derecha. por ejemplo.3 Construcción del diagrama de flujo del proceso de hidrotratamiento de naftas. La mezcla vaporizada (corriente 5) pasa al reactor que contiene catalizadores con base a óxidos de cobalto.) 2. Incluir las corrientes de servicios.Capitulo 2. la fase gas saliendo por arriba y la fase líquida por abajo. La temperatura de operación del proceso va de 300 a 450ºC y presiones de 25 a 60 kg/cm2. Ejemplo 2. tiofenos y amínas. 4. 1. Tratar de evitar el cruce de flechas. Por ejemplo E-112 para designar el intercambiador de calor con número 112. por ejemplo P-122 A. Numerar los equipos principales de los equipos de cada área del proceso. etc. gas LPG amargo (amargo por contener algo del sulfhídrico formado) y el producto de fondo (corriente 13) pasa a una torre de fraccionamiento de donde se obtiene gasolina ligera. Nomenclatura en los diagramas de flujo. Al pie del diagrama se colocan los números de identificación de los equipos y su descripción. 200. ______________________________________________________________________________________________ . Figura 2. indica que se tienen dos bombas idénticas con número 122 pero solamente se dibuja uno en el diagrama. El efluente del reactor (corriente 6) después de intercambiar calor con la alimentación pasa por enfriadores de agua (corriente 7) y se envía a un separador de fases. 300.28 Capitulo 2.6 Diagrama de flujo del proceso de hidrotratamiento de naftas. Se adiciona hidrógeno de reposición (corriente 1) al gas de reciclo. la bomba B. anteponiendo una letra como prefijo a cada número de equipo y que distingue el tipo de equipo. Numerar cada área del proceso utilizando centenas. 3. denotado por la letra A y se supone que físicamente en la planta se tiene otra de repuesto. Etapas del Diseño Básico de los Procesos sulfhídrico (H2S). El producto líquido del separador de fases (corriente 8) se envía a una torre desbutanizadora donde se elimina. por el domo (corriente 16) y nafta desulfurizada por el fondo (corriente 15). 2. rico en hidrógeno. se comprime y una parte de este gas se recicla a la carga (corriente 11) y la otra parte se purga (corriente 12). Usar letras que continúen los números de los equipos para indicar duplicados o repuestos. La purga se incluye para evitar concentraciones altas de H2S en la corriente de reciclo. por el domo (corriente 14). por ejemplo 100. 1. El gas separado (corriente10). Aquí se adopta esta segunda definición de selectividad por lo que: S= Benceno producido Tolueno a lim entado De acuerdo a la jerarquía de niveles del diseño de procesos se tiene: Nivel 1: Por la cantidad de producto se usa proceso continuo Nivel 2: Se tienen tres alternativas en la alimentación de hidrógeno: (a) Eliminar parcialmente el metano. Ejemplo 2. vapor de calentamiento.Requerimientos 5 moles de hidrogeno/mol de tolueno a la entrada del reactor: . P – Bomba T – Torre S . (Benceno) (Metano) 2C6 H6 ↔ (C6 H5 ) 2 + H2 (Difenilo) La selectividad de tolueno a benceno es: S = 1− Especificaciones: 0.0036 (1 − x)1.Extraer del proceso todo el benceno y difenilo producidos. Existen varias formas de definir la selectividad por ejemplo. el aire comprimido para las válvulas de control y la electricidad para los motores. . 500 psia y es altamente exotérmica.544 . Etapas del Diseño Básico de los Procesos 29 Algunas de las letras prefijos más empleadas son: C – Compresor H – Horno R – Reactor V – Recipiente E – Intercambiador de calor.Separador Las corrientes de servicios pueden ser de agua de enfriamiento que se usa por ejemplo en los condensadores. las moles de producto producido sobre las moles alimentadas del reactante al reactor.La alimentación de hidrógeno contiene 0. El proceso de producción de benceno a partir de tolueno se efectúa por la reacción: C6 H5CH3 + H2 → C6 H6 + CH4 (Tolueno) El benceno se dimeriza para dar difenilo. .Capacidad de producción: 265 kmol de benceno/h. . . Douglas (1988). por ejemplo para los rehervidores de las columnas de destilación. calculada como la fracción de reactante convertido que se transforma en el producto deseado o bien en otra forma.4 Construcción del diagrama de proceso para la desalquilación del tolueno.La reacción se efectúa a 1150 °F. ______________________________________________________________________________________________ .05 en fracción mol de metano.La conversión de tolueno es x = 0.Capitulo 2.75. El diagrama con los materiales de entrada y de salida es el siguiente: H2 y CH4 H2 y CH4 Benceno REACTOR Tolueno Tolueno Difenilo Reciclar Subproducto Producto Reciclar ______________________________________________________________________________________________ . aunque se incrementa el consumo de tolueno que es la materia prima y por lo tanto los costos de producción. Pero si se extrae puede obtenerse un beneficio económico si su valor de mercado es favorable. Se opta por dejar la mezcla de hidrógeno y metano de la carga sin purificar el hidrógeno.30 Capitulo 2. y esa pérdida de selectividad excede las ganancias por producir más benceno. Etapas del Diseño Básico de los Procesos (b) Eliminar totalmente el metano o (c) No eliminarlo y dejarlo que pase por el proceso. Hidrógeno Hidro desalquilación C7H8 + H2 Æ C6H6 + CH4 2C6H6 Æ C12H10 + H2 H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10 Metano Benceno Metano Difenilo Estructura de entrada y salida del proceso de hidro desalquilación del tolueno. El diagrama de la estructura de entrada y salida se muestra en la siguiente figura. Como lo demuestra Douglas a altas conversiones de tolueno el proceso no es rentable ya que se convierte mucho tolueno a difenilo. se puede reciclar para que se reconvierta a benceno. Nivel 3: El destino de las especies químicas es el siguiente: Especies Hidrógeno Metano Benceno Tolueno Difenilo Teb(°C) -253 -161 80 111 255 Destino Reciclar y purgar Reciclar y purgar Producto principal Reciclar Subproducto Según la segunda reacción el difenilo es un subproducto que se obtiene reversiblemente. que es el producto deseado. Esto implica un diseño con mayor tamaño en los equipos del lazo de reciclo. Por lo tanto ha de preverse el uso de una purga en la corriente de reciclo. el tolueno. H2 y CH4 H2 y CH4 Reactor Tolueno Tolueno Benceno H2 y CH4 Separador de fases Difenilo Nivel 5: En este nivel se buscan las oportunidades de aprovechamiento de calor de las corrientes de proceso que pueda re-usarse para cubrir los requerimientos de calor de otras corrientes de proceso. La siguiente figura incluye el tren de separadores del proceso. benceno y difenilo). el benceno y el difenilo se separan en dos columnas de destilación. La mezcla de aromáticos. ______________________________________________________________________________________________ . Etapas del Diseño Básico de los Procesos 31 La estructura de reciclo para el proceso se muestra en el siguiente diagrama: Reciclo de gases H2 y CH4 H2 y CH4 Reactor Tolueno Sistema de separación Benceno Difenilo Tolueno Reciclo de líquidos Nivel 4: Separar los no condensables (H2 y CH4) de los condensables (tolueno. probablemente no se requiera recuperación de vapores ni de líquidos.Capitulo 2. Puesto que las temperaturas de ebullición están muy separadas. Se propone que con el calor generado en el reactor precalentar la carga. 7 Diagrama final del proceso de desalquilación del tolueno A continuación se presenta un ejemplo para ilustrar la construcción del diagrama de proceso. que viene con etano y propileno.2. El etanol se produce por la hidratación catalítica del etanol. Ejemplo 2. en fase vapor. A la corriente combinada de etileno se le agrega una corriente de vapor de agua para obtener una mezcla que contiene 0. Los líquidos del separador de fases y del absorbedor se pasan a una sección de purificación. La corriente tratada pasa a un separador de fases o flash en donde se elimina el líquido por el fondo mientras que el vapor del domo es enfriado y enviado a una torre de absorción en donde se usa agua desionizada para remover el alcohol etílico del gas. la corriente de alimentación de etileno contiene 97 % peso de etileno. Para adecuar esta corriente a las condiciones requeridas en el reactor se somete a calentamiento en dos etapas. Antes de que el etileno sea alimentado al reactor se comprime hasta 7 MPa de presión y se mezcla con una corriente de reciclo. para este caso se usa el proceso de fabricación de etanol del ejemplo 2. el diagrama completo del proceso de desalquilación del tolueno se muestra en la Figura 2. Se usa etileno como materia prima. se purga del proceso para evitar la acumulación de inertes. La entrada al reactor tubular vertical. El agua se extrae como producto del fondo y el alcohol ______________________________________________________________________________________________ . A la salida del precalentador de carga los productos del reactor se someten a un tratamiento en el que las trazas arrastradas del ácido fosforico se neutralizan con sosa caustica. El vapor del domo del absorbedor se divide en dos una parte se recicla al reactor y una. Los productos salen del reactor por abajo a una temperatura mayor de la de entrada. El efluente del reactor pasa por el cambiador de calor para precalentar la carga.5 Descripción de fabricación del etanol a partir de etileno.32 Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Finalmente. más pequeña. es por arriba y de alli baja a través de una cama catalítica de ácido fosforico en un soporte de Celite. para calentar el etileno hasta 300 ºC. en donde se obtiene una condensación parcial. entonces se alimenta al reactor. primero en un cambiador de calor con los productos del reactor a contracorriente y luego en una calentador a fuego directo.6 moles de vapor por mol de etileno a 80 ºC.7 10 11 C-101 12 14 9 5 Purga H2 y CH4 Benceno 22 Difenilo 19 Carga de H2 1 7 Gas combustible 2 3 E-101 4 Aire Combustible 6 H-101 E-102 8 16 18 17 E-104 Carga tolueno V-101 13 15 E-103 R-101 21 T-101 T-102 T-103 Reciclo de tolueno 20 P-101 E-101 calentador de carga H-101 Horno de carga R-101 Reactor E-102 calentador del flash C-101 V-101 Compresor Flash de reciclo T-101 Columna estabilizadora T-102 columna de benceno T-103 columna de tolueno E-103 y E-104 Enfriadores Figura 2. En la sección de purificación el producto crudo diluido se dirige a un prefraccionador para remover algo del agua usada en el absorbedor. en forma de una tabla. Los diagramas de proceso suelen acompañarse de los resultados del balance de materia y energía. que se envia a una columna de purificación del alcohol. 8 % de etano y el resto de metano. presiones y otros datos como el flujo másico global y la entalpía. El fondo de esta columna que contiene. En el fondo de la columna de ligeros se obtiene un azeótropo de alcohol etílico y agua. para producir 225 kmol/hr de etanol. En la tabla se incluyen los flujos molares. La alimentación al proceso contiene 90 % de etileno.4. La conversión de etileno es de 10 % y la selectividad de etileno a etanol es 0.Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 33 concentrado sale por el domo. En el siguiente ejemplo se ilustran los cálculo del balance de materiales para un proceso y la inclusión de la tabla de balance de materiales en el diagrama de proceso.6 Para el proceso de fabricación del alcohol etílico del ejemplo 2. como se habia previsto en el diagram de la Figura 2. determine el flujo de materiales en las corrientes del proceso. agua se combina con la corriente de fondos del prefraccionador y la mezcla se envia a una proceso de biotratamiento. En el diagrama se muestra como en la sección de purificación se encuentra el tren de separadores de donde se obtienen los productos. R-100 REACTOR DE ETANÓL C-101 DE P-101 F-101 HORNO DE E-101 PRECALENTADOR DE CARGA V-101 SEPARADOR DE FASES C-102 COMPRESOR DE RECICLO T-101 LAVADOR DE GASES T-102 PRE FRACCIONADOR T-103 COLUMNA DE ÉTER T-104 COLUMNA DE COMPRESOR BOMBA 9 Purga Agua Des ionizada 5 6 11 Éter Sosa 3 E-102 F-101 R-100 V-101 T-102 T-103 T-104 12 Etanol 7 4 Combustible E-101 T-101 10 8 Agua residual Aire C-102 Etileno Agua De proceso 1 C-101 2 P-101 Figura 2. principalmente.8 Diagrama del proceso de producción catalítica del alcohol etílico. El producto del domo del prefraccionador se pasa a una columna de ligeros donde se elimina principalmente el éter dietílico que se forma en el reactor. de la que se extrae alcohol de alta pureza en un plato por debajo del domo de la columna.90 (moles de etanol ______________________________________________________________________________________________ . temperaturas. e incluya en el diagrama de proceso la tabla de resultados del balance de materiales.2. Ejemplo 2. de las corrientes del proceso. No hay una sola relación que en una operación asocie la salida con la entrada. Selectividad = S = Relación de distribución de reactivos a productos. el 10% de la corriente del domo del separador de fases se purga y el resto se recicla al reactor. indicado como subíndice. en este caso el etanol. Antes de entrar al reactor los gases hidrocarburos se mezclan con una corriente de vapor de agua para obtener una composición de 60 % en peso de agua.34 Capitulo 2. Se puede usar esta información como pistas para llegar a la solución. el flujo del etanol producido en el proceso es: F412 = 225 kmol / hr El paso siguiente es identificar como se relacionan las incógnitas con los datos. Se tiene el dato de: 225 kmol/hr de etanol producidos = Este dato es la base de cálculo.8. Pero a través de los equipos se encuentran varias operaciones que finalmente dan la relación buscada.10 moles a lim entadas de C 2 H 4 nC 2 H 4 ______________________________________________________________________________________________ . La notación ΔnC2 H 5OH ΔnC2 H 5OH se usa para denotar un cambio en las moles n de las substancias químicas. Conversión = x = Relación de lo que se convierte con lo que entra. x= Δn C H moles convertidas de C 2 H 4 = o 2 4 = 0. por ejemplo en las reacciones del proceso se tiene. de acuerdo a la numeración de corrientes en el proceso de la figura 2. Los líquidos pasan a un tren de separadores en los que se obtienen los productos casi puros. Para hacer referencia a los números de las corrientes del proceso se establece la siguiente terminología: Fi j = flujo molar del componente i en la corriente j La identificación de los componentes del proceso es la siguiente: Especies Etileno Etano Metano Etanol Éter Agua Código 1 2 3 4 5 6 Así. Etapas del Diseño Básico de los Procesos producido/moles de etileno convertido). Para mantener un bajo contenido de metano y etano en el reciclo. En este problema. Primero se define la base de cálculo. Este es un problema de diseño en el que se tienen como datos el flujo de productos y especificaciones de operación de equipos pero se desconocen los flujos de lo que entra. por lo que la diferencia debe corresponder a la cantidad de 25 kmol/hr que se consumen en la reacción 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 35 S= moles producidas de C 2 H 5 OH ΔnC2 H 5OH = = 0.2 y 2.Capitulo 2. En la reacción 1 se producen 250 kmol/hr de etanol de acuerdo a las moles convertidas de etileno. Según la estequiometría de las reacciones se tiene: Reacción 1: Cambio: Reacción 2: Cambio: Entran: Salen: CH2 = CH2 + H2O Æ CH3 CH2 OH 250 250 250 CH3 CH2 OH Æ ½ C2H5 – O. Con los datos de S y x se procede a calcular el cambio de moles en las reacciones. se pueden determinar los cambios de los otros por la relación estequiométrica. se tienen datos de lo que entra y de la operación de los equipos pero se desconocen los flujos de lo que sale. F13 = 2500 kmol / hr De acuerdo al enunciado del ejemplo 2.5 kmol / hr .10 ΔnC2 H 4 nC2 H 4 ][ ] Así.5 0 0 ? 225 12.90 ΔnC2 H 5OH ΔnC2 H 4 0. pero sólo salen del proceso 225 kmol/hr. Así que el cambio de moles del agua es Δn H 2O = 237. Hasta aquí se ha aplicado el enfoque de sistemas. El enfoque de sistemas nos permite considerar algo como sistema.4 y 2. mientras que en la segunda se producen 12.90 ΔnC2 H 5OH ΔnC2 H 4 hr ΔnC2 H 5OH S*x = [ 225 kmol C 2 H 5 OH kmol = 2500 0 hr 0.8.5 ? 2500 2250 ? ? En el caso del agua en la primera reacción se consumen 250 kmol/hr.5 12. esto ya se efectúo en los ejemplos 2.90 moles convertidas de C 2 H 4 ΔnC2 H 4 El tercer paso es hacer un diagrama de bloques del proceso con la identificación de corrientes y especies. ver figuras 2.5.2 el etanol se produce en la primera reacción y se consume en la segunda.5 kmol/hr. Moles convertidas de etileno = ΔnC2 H 4 = Moles alimentadas de etileno al reactor = 0 = nC 2H4 ΔnC2 H 5OH S = 225 kmol C 2 H 5 OH kmol = 250 0. es decir verlo como una arreglo de cosas relacionadas entre si por su funcionalidad y configuración. En un problema de análisis el flujo de información es al revés. De acuerdo a la definición de que sistema es el conjunto de cosas relacionadas entre si que ______________________________________________________________________________________________ . La fórmula define la composición molecular mientras que la estequiometría es el conteo de átomos según los elementos en las especies que intervienen en las reacciones.C2H5 + ½ H2O 25 12. En una reacción si las moles de uno de los participantes cambian. Nótese que Sistemático se refiere a la manera de proceder cuando se trata un asunto considerándolo de acuerdo a un orden y abordando sus partes una a una.C2H5 Al considerar las reacciones 1 y 3 los productos no aparecen como reactantes. si se usa el avance de reacción se obtienen los mismos resultados. Mientras que Sistémico se emplea para referirse a algo que esta constituido como sistema.2 (2-2) Para referirse a los coeficientes estequiométricos se usa la notación ν i . ______________________________________________________________________________________________ . Otra característica importante de los balances de materiales es que con las reacciones en paralelo se pueden considerar una selectividad y una conversión para cada reacción. Cuando contemplamos las cosas como conectadas unas con otras.C2H5 12. relacionándolas.5 = 237.1 Δni (2) (2-1) ν i. Por otro lado. nos permite entenderlas mejor.90 ξ1 De aquí que: ξ1 = 250 kmol / hr El cambio de moles del agua es: y ξ 2 = 25 kmol / hr Δn H 2O = Δn H 2O (1) + Δn H 2O (2) = ξ1 − 1 2 ξ 2 = 250 − 12.5 0 12. Con las reacciones en paralelo y considerando las moles producidas de etanol y las convertidas de etileno.5 2500 ? 2250 ? Se obtiene el mismo resultado que con las reacciones en serie. Sea: ξ1 = avance de la reacción 1 = ξ 2 = avance de la reacción 2 = Δni (1) ν i .10 y S= ξ1 − ξ 2 = 0. En este caso.36 Capitulo 2. nos permite abordarlas con mayor facilidad. j el primer subíndice se refiere a las especies químicas y el segundo al número de reacción.5 kmol / hr Si se usan las reacciones en paralelo la reacción 2 cambia a: Reacción 3: C2 H4 + ½ H2O Æ ½ C2H5 – O.5 CH2 = CH2 + ½ H2O 25 12. según los avances de las reacciones se obtienen: Reacción 1: Cambio: Reacción 3: Cambio: Entran: Salen: CH2 = CH2 + 225 H2O 225 Æ CH3 CH2 OH 225 Æ 0 225 ½ C2H5 – O. Etapas del Diseño Básico de los Procesos contribuyen a un determinado objetivo. como en una estructura ordenada. De las definiciones de S y x se obtiene: x= ξ1 n o C2 H 4 = 0. 0 (2-3) Similarmente se obtienen las conversiones de las reacciones en paralelo. n = n 0 k 0 C2 H 4 ν k.0. j 0 nk xj (2-7) ______________________________________________________________________________________________ . Etapas del Diseño Básico de los Procesos 37 S1 = Selectividad de la reacción 1 = 225 = 0. j = 2500 moles / hr Entonces: ni = ni0 + ∑ν j =1 m ν i. De acuerdo al balance de moles en el reactor se obtiene: Moles que salen = Moles que entran + Moles que se transforman ni = ni0 + Δni (2-4) Si se usa el avance de reacción en vez de Δni . en general para “m” reacciones en paralelo: ∑S i =1 m i = 1. j ξj (2-5) En términos del reactante limitante nk el avance de reacción es: ξj = Δnk . j k. x1 = Conversión de la reacción 1 = 225 = 0. j 0 nk xj (2-6) De acuerdo a la definición de conversión para el reactante limitante se tiene: Δn k .Capitulo 2.09 2500 25 = 0.01 2500 x2 = Conversión de la reacción 2 = De aquí que: ∑x i =1 m i =x El siguiente paso es calcular el flujo de moles alrededor del reactor. se obtiene: ni = ni0 + ∑ν j =1 m i.9 250 S2 = Selectividad de la reacción 2 = 250 − 225 = 0.1 250 De aquí se deduce que S1 + S2 = 1. j = En este problema. j ν k. En el fondo sale un líquido con el etanol. En el caso del flash. Los cálculos en la estructura de reciclo involucra los equipos del separador de fases. Suponer separaciones perfectas es un artificio del diseño básico de los procesos. de acuerdo a la siguiente figura. el éter y agua. En el caso del absorbedor se supone que el flujo del solvente para recuperar los líquidos que arrastre el gas. entonces. que podrá corregirse más adelante con el diseño detallado del proceso. la purga y la carga fresca. Especies CH2 = CH2 H2O CH3 CH2 OH C2H5 – O. etileno. en el domo salen los gases incondensables.5 2O (1) ( −1) 0 nCH 3CH 2OH = nCH − 3CH 2 OH 0 nC4 H10O = nC − 4 H 10 O (0 ) ( −1) n 0 H 2O =? 0 nC H 3C H 2OH = 0 0 nC =0 4 H 10 O 2500( x1 ) − ((−01)) 2500( x 2 ) = 225 2500( x1 ) − ((1−/12)) 2500( x 2 ) = 12. Puesto que no se tiene información de la operación de estos equipos se supone que operan con una separación ideal.9 = 2025 kmol/hr = F18 Moles de C2 H4 en la purga = 2250 .2025 = 225 kmol/hr = F19 Luego se establece un balance de moles en el mezclador de reciclo. flash y el absorbedor.38 Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Los cálculos de salida de moles del reactor se resumen en una tabla llamada Tabla Estequiométrica. Moles de C2 H4 en el reciclo = 2250 * 0. El siguiente paso es calcular los flujos molares en la corriente de reciclo.250 kmol/hr de etileno = F14 Para determinar la cantidad de moles de agua a la entrada del reactor se requiere determinar el flujo molar de los gases del reciclo. Entrada al reactor 3 Carga fresca 1 8 Reciclo Entonces. es de cinco veces mayor que el flujo del gas.C2H5 kmoles/hr que entran al reactor 0 nC = 2500 2H4 kmoles/hr que salen del reactor nC2 H 4 = 2500 − 2500( x1 ) − 2500( x 2 ) = 2250 0 n H 2O = n H − 2O ( −1) ( −1) 0 2500( x1 ) − ((1−/12)) 2500( x 2 ) = n H − 237. Moles de C2 H4 en la carga fresca = 2500 -2025 = 475 kmol/hr = F11 De acuerdo a la composición del gas a la entrada se obtiene: ______________________________________________________________________________________________ .5 A la salida del reactor se tiene 2. etano y metano. Puesto que los gases que salen del reactor se van por el domo del flash. 5(nC * PM C2 H 4 + nC * PM C2 H 6 + nC H 4 * PM C H 4 ) 2H4 2H6 0 Wagua = 1.60 = Peso de todos los componentes en la alim entación Wtotal Puesto que W gases = 0.043) = 126. entonces. Puesto que todo lo que entra al proceso de los gases inertes sale por la purga.22 * 30.038.800.Capitulo 2.911 kmol / hr = F64 Por último se calculan los flujos másicos a la entrada y salida del reactor.411 kmol / hr = F63 Por lo que el flujo de agua a la salida del reactor es: n agua = 7.015 = 7.555 *16. % de agua = W H 2O Peso de agua en la alim entación = 0.5 = 6.038. Moles de Moles de C2 H6 en la purga = 42.40 entonces Wagua = 6 4 W gases Wtotal 0 0 0 0 Entonces: Wagua = 1.796.054 + 422.411 − 237.977 kmol / hr 0 Entonces: n agua = 126.556 kmol / hr = F39 Las moles en el reciclo de estos gases son nueve veces mayor a los flujos en la purga por lo que los flujos en la alimentación al reactor son: Moles de Moles de C2 H6 CH4 en la alimentación al reactor = 464. para comprobar que se cumple el balance de masa. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 8 ) = 42.116 kmol / hr = F33 Ahora se calcula el peso de agua a la entrada del reactor.222 kmol / hr = F29 CH4 en la purga = 10.442 kmol / hr = F23 en la alimentación al reactor = 116.5(2500 * 28.556 kmol / hr = F31 Moles de CH4 en la carga fresca = 475( 90 Nótese que conociendo la cantidad de uno de los componentes en la mezcla se pueden determinar las cantidades de los otros por la composición.07 + 105.977 / 18.796. ______________________________________________________________________________________________ .222 kmol / hr = F21 Moles de C2 H6 en la carga fresca = 475( 90 39 2 ) = 10. la manipulación de información. Información auxiliar suele proveerse con la conversión de las reacciones y el exceso de reactantes. etc. es decir los pasos a seguir.054 30. Aquí el pensamiento crítico y analítico juegan un papel importante. no permitiendo distracciones además de evaluar lo que pensamos. corroborando la validez de los resultados. menospreciar o descalificar las situaciones que encaramos.015 46. La estrategia de solución de problemas sigue una secuencia de tácticas de análisis y síntesis. Pensamiento crítico es cuestionar la validez de hechos.121. relativamente simple.365. kmol/hr 2.555 169.5 1. Al pensar críticamente tomamos control de nuestros propios pensamientos. Se dice que un problema que ya se entendió ya esta medio resuelto. La otra mitad involucra establecer un plan de ataque.9.974 225 0 12. lleve a la solución. En el cálculo de balance de materiales el principio básico que conecta los cambios de moles entre reactantes y productos es la estequiometria.3338 6800.135 42.370.123 Entra.6155 10. Esta segunda parte involucra pensamiento reflexivo.796. los antecedentes.3338 122. adentrándonos en las entrañas del problema. ya sea usando los datos como se dan o haciendo una ligera manipulación. Empezar cuestinando que cálculos se pueden hacer inmediantamente y cuales son las consecuencias de estos cálculos. cuestionarnos sobre las consecuencias de lo que pensamos y sobre todo lo que pensamos.924 Sale kg/hr 63.222 1. Así que abordar un problema con pensamiento crítico es la mitad de la solución.40 Capitulo 2.07 16.924 El flujo de agua que se usa como solvente en el absorbedor es: 5*(2.911 126. En la resolución de problemas la formulación mental implica seguir un racionamiento de pensamiento crítico que nos permita comprender el problema.222 + 10. La esencia del análisis es el desmenuzamiento del problema en una serie.370. 28. para imaginar una cadena de pasos intermedios y sus consecuencias. Así se tomaran los resultados como nuevos datos y se procede paso a paso.269. de subproblemas o pasos intermedios. la certeza de pruebas objetivas.555) = 11.500 42.411 0 0 Sale Entra kmol/hr kg/hr 2. la identificación de conexiones significativas entre datos e incógnitas.525 926. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Especies Etileno Etano Metano Agua Etanol Eter etilico P.5375 198. resolviendo muchos problemas.5 0 Total = 198.043 18. entre evidencias y consecuencias. La Habilidad para resolver problemas se desarrolla con la práctica. Durante la definición de los pasos de resolución del problema. Cuestionarnos sobre como interpretamos las situaciones que encaramos.250 + 42. apartir de los datos.513.222 10.269.6155 169.555 7038. se debe tratar de buscar alternativas. Si pasos intermedios revelan resultados ilogicos. entonces es necesario revisar los cálculos previos para encontrar la fuente de errores y hacer correcciones.250 70. En algunos pasos los cálculos serán tan simples como la sustitución de números en ecuaciones.412 10. Siempre es posible trazar un plan de resolución. orientándolos. puesto que puede haber secuencias adecuadas y algunas que conducen a resultados erroneos.518. La idea es identificar una secuencia de pasos que.885 kmol/hr = F65 Los flujos de las otras corrientes se muestran en la tabla de balance del diagrama de la figura 2. Pero el pensamiento crítico es principalmente cuestionarnos a nosotros mismos. ______________________________________________________________________________________________ . El pensamiento crítico no es contradecir. M.069 74. 22 105.0 0.222 10.038.0 7. Vol.0 0.0 464. W.0 0.Capitulo 2.0 0.500. Referencias: 1.0 12 0. 31.0 7 0.79 11 0.0 0.0 0.556 0.0 0.116 0.0 0. M..0 18.0 0. 2.41 3 2.0 0.41 4 2. 3. “Integrated Process Design Instruction”. No.250.116 0.0 0.56 0.D.0 2 0. Vol.116 225.D. con tabla de balance de materiales.5 18. pp 353-362.0 225.0 0.442 116.314. D.0 0.0 464.205..0 0.442 116.442 116.0 12.513. March 1985.0 0. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 41 R-100 REACTOR DE ETANÓL C-101 DE P-101 F-101 HORNO E-101 PRECALENTADOR DE CARGA V-101 SEPARADOR DE FASES DE C-102 COMPRESOR T-101 LAVADOR DE GASES T-102 PRE FRACCIONADOR T-103 COLUMNA DE ÉTER T-104 COLUMNA DE COMPRESOR BOMBA 9 Purga Agua Des ionizada 5 6 11 Éter Sosa 3 E-102 F-101 R-100 V-101 T-102 T-103 T-104 12 Etanol 7 4 Combustible E-101 T-101 10 8 Agua residual Aire C-102 Etileno Agua De proceso 1 C-101 2 P-101 Especies Etileno Etano Metano Etanol Éter Agua 1 475.0 225.038.0 0. Douglas.0 0. 2002.0 0.79 8 2.0 0.5 0.0 10 0.0 Figura 5.0 0. AIChE J. Computers and Chemical Eng.0 0. Seider y J. pp 295-306.800.0 464.0 11.314.91 5 0.0 0.0 12. Lewin. Seader. 422.9 6 2.0 0.5 6.9 Diagrama del proceso de etanol.0 0.0 0.0 0.0 0.J.0 42. “A Hierarchical Decision Procedure for Process Synthesis”.250.0 12.R. ______________________________________________________________________________________________ . 26.0 7.0 0. 2 La fabricación del ácido sulfúrico se efectúa en tres secciones. el azufre se quema en un horno con un exceso de aire seco. La reacción es: 2SO2 + O2 Æ 2SO3 ______________________________________________________________________________________________ .42 Capitulo 2. Parte de este vapor se usa para fundir el azufre que entra al horno y el resto se usa en el proceso. En la segunda sección de la planta esta el reactor catalítico que contiene tres camas fijas con el catalizador de penh óxido de vanadio. En la sección de preparación. Gas natural Vapor Vapor REFORMADOR PRIMARIO Air COMPRESOR (371/240 °C y 30/28 Atm) CO + ½ O2 Æ CO2 MUTADOR DE ALTA TEMPERATURA DESULFURIZADOR REFORMADOR SECUNDARIO H2 S + ZnO Æ ZnS + H2O CH4 + H2 O Æ CO +3 H2 CH4 + 2H2 O Æ CO2 + 4 H2 (820 °C y 39 Atm) CH4 + H2 O Æ CO +3 H2 CH4 + 2H2 O Æ CO2 + 4 H2 CO + ½ O2 Æ CO2 CH4 + 2 O2 Æ CO2 + 2H2 O (1000°C y 30 Atm) MUTADOR DE BAJA TEMPERATURA Argón COMPRESION Y REFRIGERACION REACTOR DE SINTESIS METANIZADOR ABSORBEDOR CO2 N2 + 3 H2 Æ 2NH3 NH3 ALMACENAMIENTO DE AMONIACO CO +3 H2 Æ CH4 + H2 O CO2 + 4 H2 Æ CH4 + 2H2O (300 °C y 26 Atm) K2CO3 + CO2 + H2 OÆ 2KH CO3 (93 °C y 27 Atm) (460 °C y 194 Atm) REGENERADOR 2KH CO3 Æ K2CO3 + CO2 + H2 O (120 °C y 1 Atm) P2. El aire se alimenta por un soplador forzándolo a pasar por unos filtros en los que se elimina la humedad. La reacción es: S + O2 Æ SO2 Esta reacción es exotérmica y todo el azufre se convierte a SO2. Los gases de combustión pasan a un generador de vapor en el que se obtiene vapor a alta temperatura. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Problemas P2. de acuerdo al siguiente diagrama. la de preparación de la alimentación.1 Haga una descripción del proceso de fabricación del amoniaco que usa como materia prima gas natural. la de reacción y la sección de absorción. Los gases del domo del primer absorbedor pasan a un segundo absorbedor en el cual también se usa ácido sulfúrico que absorbe SO3. La primera se manda a almacenamiento. en fase vapor. en un reactor de cama fija. La reacción es altamente exotérmica por lo que se remueve el calor generado en la reacción por cambiadores de calor entre las camas del catalizador para generar vapor. Una pequeña cantidad de polietilbenceno (PEB) se recupera del domo de la columna de PEB (4) y se recicla al reactor de alquilación (1). Por esta razón se usan tres lechos empacados de catalizador con inter-enfriadores. mientras que el etileno se distribuye equitativamente a través de las camas del catalizador. en la proporción molar de vapor a etilbenceno de 1. ______________________________________________________________________________________________ . La carga de benceno fresco se combina con una corriente de reciclo de benceno antes de entrar al reactor de alquilación (1)1. en un separador 1 Los números entre paréntesis se refieren a los números de los equipos en el proceso. ocurre la alquilación del benceno con etileno para obtener etilbenceno (EB). con el propósito de reducir la presión parcial del estireno e hidrógeno. Además el vapor de agua provee el calor necesario para la reacción ya que es altamente endotérmica. donde es trans alquilado con benceno sobre una segunda cama de catalizador de zeolita para producir una cantidad adicional de EB. El gas incondensable se comprime y se usa como combustible. En el primero el efluente del reactor catalítico entra en contacto con ácido sulfúrico para formar óleum [H2SO4 + SO3 Æ H2SO4(SO3)]. En la sección de fraccionamiento de la unidad EBO. Luego el etilbenceno es deshidrogenado en la unidad SM para dar el SM por la reacción: C6H5-C2H5 ↔ C6H5-C2H3 + H2 Descripción del proceso: En la unidad EBO el benceno se alquila. en los que se genera vapor y se recupera calor. El efluente del reactor es enfriado y condensado en una serie de cambiadores de calor. el benceno sin reaccionar se recupera en el domo de la columna de benceno (2). Etapas del Diseño Básico de los Procesos 43 La reacción es exotérmica y la conversión de equilibrio diminuye al aumentar la temperatura. sobre una serie de camas catalíticas con oxido de zinc.5 a 1. para remover el calor generado. así como para reducir la formación de coque sobre el catalizador. En la primera unidad de proceso.Capitulo 2. unidad EBO. El benceno fluye desde la parte superior del reactor a través de una serie de camas fijas de catalizador. El ácido sulfúrico del tanque de dilución pasa a un cambiador de calor para eliminar el calor de dilución y se lleva a un tanque de donde salen tres corrientes. disminuir la extensión de la reacción inversa. en fase líquida. La tercera sección contiene dos absorbedores. el EB se extrae como producto en el domo de la columna de EB (3). P2. hierro y cromo como catalizador. El reactor opera adiabáticamente a 630 °C y una atmósfera. El fondo de la columna de PEB se extrae como “Flux Oil” como se describe adelante. Los gases del segundo absorbedor se mandan a tratamiento antes de echarlos a la atmósfera. primero y segundo respectivamente. El agua es fácilmente separada de los hidrocarburos ya que son inmiscibles. a EB sobre un catalizador de zeolita. Se agrega vapor de agua al EB antes de que entre al reactor (5). El óleum del fondo del segundo absorbedor pasa a un tanque de dilución para mezclarse con agua. [H2SO4(SO3) + H2O Æ 2H2SO4]. En los cambiadores de calor entra agua a alta presión y se obtiene vapor. intercalados. donde es hidrogenado. Se obtiene ácido sulfúrico concentrado. Dibuje el diagrama del proceso. la segunda y tercera se envían a los absorbedores.3 El estireno grado monómero (SM) se fabrica en una planta con dos secciones de procesamiento. El producto EB se pasa a la unidad SM. En la primera columna (9) se recupera el EB. En la sección de fraccionamiento de la unidad SM el EB sin reaccionar. que se recicla a la entrada del reactor de deshidrogenación (5).4 El proceso de fabricación del fenol a partir del cumeno consiste de tres secciones. por ello se agrega en el domo de la columna EB/SM un solvente para inhibir la polimerización del SM. Menos del 10% del etilbenceno se consume en otras reacciones de las cuales las más importantes son: C6H5-C2H5 Æ C6H6 + C2H4 C6H5-C2H5 + H2 Æ C6H5-CH3 + CH4 También se forma algo de CO2 y pueden polimerizarse pequeñas cantidades de estireno.95 % en peso. para separar el benceno del tolueno. por el fondo. °F -423 -259 -155 178 212 231 277 293 El producto SM se obtiene en el domo de la columna SM (8) y en el fondo una mezcla de hidrocarburos pesados que se denominan como alquitrán. El agua se envía a una unidad de biotratamiento. La corriente del domo del destilador EB/SM se refina en una secuencia de dos columnas. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Agua/Aceite (6). Las temperaturas normales de ebullición de los componentes son: Componentes Hidrógeno Metano Etileno Benceno Agua Tolueno Etilbenceno Estireno Teb. La pureza del SM es mayor al 99. se usan como combustible en el sobre calentador de vapor de la unidad SM. Los subproductos pesados que se obtienen como residuos pesados. tolueno y benceno se separan del SM. el benceno se recicla a la unidad EBO mientras que el tolueno se extrae como subproducto. El estireno se extrae con una pureza mayor a 99. La última sección contiene un tren de separadores para recuperar el hidroperóxido y refinar el fenol. La segunda contiene el reactor de ruptura en donde el hidroperóxido se descompone en fenol y acetona. Hacer un diagrama del proceso lo más completo posible. En la primera ocurre la oxidación del cumeno para formar hidroperóxido de cumeno.0% pero separarlo del etilbenceno es difícil ya que sus temperaturas de ebullición son muy cercanas. La corriente del domo pasa a la segunda columna (10). además. por el domo en el destilador EB/SM (7). La reacción en el primer reactor es: CH3 | CH | CH3 CH3 | C-O-OH | CH3 + O2 Cumeno Hidro peróxido de cumeno ______________________________________________________________________________________________ .44 Capitulo 2. P2. el “Flux Oil” de la columna EB y el alquitrán de la columna SM. cerca de su temperatura de ebullición el estireno se polimeriza. CH3 Acetona Hidro peróxido de cumeno También se forman pequeñas cantidades de acetofenona y alfa metil estireno.Capitulo 2. de acuerdo a las siguientes reacciones: CH3 | C-OH | CH3 C=O | CH3 + CH4 Cumeno Acetofenona CH3 | C-OH | CH3 CH2 | C | CH3 α-metil estireno A la salida del reactor antes de separar los productos se neutraliza la mezcla con NaOH.C. En la sección de separación de productos el α-metil estireno se deja junto al cumeno ya que al reciclarlos al primer reactor pasan por otro reactor en donde una corriente de hidrógeno convierte al α-metil estireno en cumeno. La acetofenona y el alcohol dimetil benzoico se desechan como subproductos sin valor comercial. La reacción principal es: CH3 | C-OO-H | CH3 O OH Fenol + CH3. el principal subproducto es el alcohol dimetil benzoico. conocido también como dimetil fenil carbinol.5 atm. CH3 | CH | CH3 + ½ O2 CH3 | C-OH | CH3 Cumeno Alcohol dimetil benzoico En el reactor de ruptura se usa ácido sulfúrico como catalizador a 70°C y 1. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 45 Esta reacción se efectúa a 130 °C y 14 atm en presencia de un catalizador. Las temperaturas normales de ebullición de los componentes son: ______________________________________________________________________________________________ . La columna de extracción usa dietilen glicol como solvente. hasta obtener un diagrama del proceso lo más completo posible. P2. el potencial económico en $/año y la cantidad de etilbenceno que se recicla al reactor. Etapas del Diseño Básico de los Procesos Componente Acetona Cumeno α-metil estireno Hidroperóxido de cumeno Fenol Acetofenona alcohol dimetil benzoico Teb. P2. Suponga que todo el azufre se convierte a SO2. Para una producción de 84.7 En la fabricación del óxido de etileno el oxígeno puro comprimido. con un factor de servicio de 0. determine también. con la numeración de corrientes así como la identificación de los equipos. $/ton PM Hidrógeno * 2 Etileno * 28 Metano * 16 Benceno 300 78 Tolueno 320 92 Etilbenceno 280 106 Estireno 560 104 DEG * 106 (*) Valor energético como combustible.5 De acuerdo a la descripción del proceso de fabricación del ácido sulfúrico del problema 2.210 ton/año de estireno. Datos: Especies Precio. este costo y el del DEG se desprecian P2.3. La conversión del etilbenceno. en la unidad SM es de 30%. Por cada mol de óleum producido se obtiene 10 de ácido sulfúrico.46 Capitulo 2.6 Calcule el flujo en las corrientes de salida en kg/hr en la unidad SM del proceso de fabricación del estireno. ver problema P2. calcule el balance de materiales para producir 100Kg/hr de ácido sulfúrico concentrado al 98%. que se usa un exceso de aire para la oxidación de 50% y la conversión de SO2 a SO3 es de 96%. por paso. Considere que el 10 % del etilbenceno se consume por igual en las reacciones de formación del benceno y tolueno. K 329 426 438 443 455 475 608 Indique con diagramas de bloques el desarrollo del proceso según la jerarquía de los cinco niveles de diseño.2 atm. Las principales reacciones son: C2H4 + ½ O2 Æ C2H4O C2H4 + 3 O2 Æ 2CO2 +2 H2O ______________________________________________________________________________________________ .95 anual. etileno y gases de reciclo se mezclan para alimentarse a un reactor tubular catalítico que opera a 300 °C y 1. 65 -103. en el primero el óxido de etileno se absorbe en agua. c) El potencial económico del proceso. a) El diagrama de flujo del proceso. Esta corriente se mezcla con otra de reciclo para entrar al reactor en donde se efectúa la reacción CO + 2H2 Æ CH3OH.7. b) Los flujos en todas las corrientes del proceso en kmol/hr. Después pasan por dos absorbedores. C2H4 28 5. a) Hacer un diagrama de flujo con los dos procesos. Se requiere producir 50 ton/año de óxido de etileno operando 8. Para mantener un contenido de inertes de 10 % en el reciclo. En la segunda reacción se descomponen 3 moles de CH3OH por cada mol de metanol que reacciona con el O2 en la primera reacción.8 En el proceso de fabricación del metanol se usa una carga fresca con 33 % en moles de CO. La conversión del etileno es de 30% y la selectividad de etileno a óxido de etileno es 0. Los gases metanol e hidrógeno pasan por una membrana en la cual todo el hidrógeno permea por la membrana y se extrae del proceso.17 H2O 18 100 CO2 44 -78.7 O2 32 -183. el 5 % de la corriente gaseosa del separador debe purgarse y el resto se recicla al reactor.000 hr/año. los gases no absorbidos pasan al segundo absorbedor en el cual se remueve el CO2 en un solvente.7 ______________________________________________________________________________________________ . Los gases de este segundo absorbedor se reciclan al reactor. $/kg Teb. En el reactor. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 47 Los gases a la salida del reactor se enfrían intercambiando calor con la alimentación al reactor. b) Calcular el flujo de los materiales en las corrientes de entrada y salida. de esta segunda planta. ocurren las siguientes reacciones: CH3OH + ½ O2 Æ HCHO + H2O CH3OH Æ HCHO + H2 Se usa oxígeno puro que se consume totalmente.Capitulo 2.4 C2H4O 44 97. c) Calcular la fracción de conversión del CO por paso en el reactor y d) Calcular la fracción de conversión del CO global. Una quinta parte de la producción del metanol se desvía a una planta para producir formaldehído y el resto se extrae para su venta. La alimentación al reactor es tal que por cada mol de CH3OH que se recicla se tienen 4 moles de metanol.64 10. La relación de alimentación a la entrada del reactor es 2:1 de etileno: Oxígeno. en un condensador. El efluente del reactor pasa a un separador de fases en donde todo el metanol es removido como líquido. el agua y el formaldehído que se envían a una sección de refinación del formaldehído. El metanol se recicla al reactor. 66 % en moles de H2 y el resto de inertes. Los gases que no son condensables se reciclan al reactor. Datos: Propiedad PM Precio. La solución acuosa que sale del absorbedor de óxido de etileno ingresa a una columna de destilación en donde se obtiene óxido de etileno de alta pureza por el domo y el agua del fondo se manda a una sección de biotratamiento de efluentes. P2. A la salida del reactor se eliminan. °C Determinar. que se toma del aire.11 Diseño básico del proceso para producir 8.19 442. en kg/min. b) El efluente del reactor pasa a un separador de fases. el hidrógeno ni los subproductos en los cálculos. Exceso de agua de 20 % sobre el valor estequiométrico. P2.7 455 329.55 2.90 11. Conversión xOP =0. Para una planta con capacidad de 28. b) Calcule los flujos (kg/hr) de los materiales en la entrada y salida del proceso.56 90. Reactor 1: Reactor 2: C6H5CH(CH3)2 Cumeno + O2 Æ C6H5C(CH3)OOH hidroperóxido de cumeno C6H5OH Fenol + (CH3)2CO Acetona 65% conversión 95% conversión C6H5C(CH3)OOH Æ hidroperóxido de cumeno El oxígeno se alimenta en un 50% de exceso. P = 1 atm. En la fase líquida van los glicoles. ______________________________________________________________________________________________ . Etapas del Diseño Básico de los Procesos P2. El 90% de la fase vapor.4. OP y agua. Especies Cumeno Oxígeno Hidroperóxido de cumeno Fenol Acetona Precio ($/Kg) 8.48 Capitulo 2. no tome en cuenta a la sosa. a 3 atm y 110°C. ΔHr = 87 MJ/kmol CaF2. en el reciclo. se recicla al reactor y el resto se purga.5. con tiempo de operación de 8. Calcule el flujo de materiales a la entrada del proceso. considere los siguientes datos para las reacciones.05 Teb.200 kg/hr de fenol.000 hr/año. K 425. c) Determine la utilidad bruta del proceso en $/kg de fenol producido por hora. a) Calcule el flujo de materiales alrededor del reactor en kg/min. la purga y en la corriente de los glicoles. continuamente o intermitentemente? Justifique su respuesta. selectividad de OP a PG de 0.8. a) ¿En que forma debe operar la planta.520 kg/min de PG. También se forma el dipropilen glicol (DPG) OP + Agua Æ PG OP + PG Æ DPG Para una producción de 1.9 La producción del propilen glicol (PG) se obtiene por hidratación del óxido de propileno (OP) en presencia de ácido sulfúrico como catalizador. Al segundo reactor debe evitarse que entre cumeno. que usa un horno como reactor. Reacción principal: CaF2 (s) + H2SO4 (l) Æ 2 HF (g) + CaSO4 (s) T = 600 K.10 El proceso del fenol del problema P2.000 ton/año de ácido fluorhídrico (HF) a partir de fluoríta (CaF2). Conversión de fluoríta = 90 % Nota: El ácido sulfúrico entra al reactor como líquido pero sale como gas junto con el HF.44 PM 120 32 152 94 58 P2.75 despreciable 7. precio $200/ton. Indique en su diagrama en que orden deben ir los absorbedores y cual es el destino de las corrientes de salida. Calcule el flujo de cada especie química a la salida del reactor. misma que deberá separarse para recircular el n-butano al primer reactor y purgar el ______________________________________________________________________________________________ . El absorbente. se puede vender hasta 5. ($ = dólares) CaCO3 (Caliza. H2SO4 (ácido sulfúrico). Etapas del Diseño Básico de los Procesos 49 Datos de las materias primas: CaF2 (fluoríta). Diga cual es el absorbente más adecuado para el proceso. c) Calcule el balance de materiales en la estructura de reciclo. impureza en la fluoríta. Ca(OH)2 (cal). P2. El efluente obtenido del primer reactor. a) Determine el flujo de materiales en la estructura de entrada y salida del proceso. PM=98. El efluente de este segundo reactor. Teb = 350°C.000 ton/año. para una conversión del 80 % del tolueno y selectividades de los nitratos con respecto al tolueno consumido de 75%. Compruebe que se cumple el balance de materiales. Considere que algo de CO2 se produce y que para separarlo del HF se lavan los gases en uno o varios absorbedores.12 En un reactor tubular se efectúa la nitración del tolueno para dar nitrotoluenos de acuerdo a las reacciones: a) b) c) C7H8 + HNO3 Æ C7H7NO2 (mononitrotolueno) + H2O C7H7NO2 + HNO3 Æ C7H6(NO2)2 (dinitrotolueno) + H2O C7H6(NO2)2 + HNO3 Æ C7H5(NO2)2 (trinitrotolueno) + H2O Conversión de CaCO3 menor de 5%. en ton/año. precio $ 1. di y trinitrotolueno. por tonelada producida de HF anualmente. CaSO4 (yeso). PM = 78. menos de 5 % en peso de CaF2). Tome como base 8. para el HF. puede ser H2O o H2SO4. Sin tomar en cuenta la segunda reacción. El ácido sulfúrico no reaccionado se separa totalmente del HF y se recicla a la entrada del reactor. d) Dibuje un diagrama del proceso que incluya los separadores a la salida del reactor. PM=136. para neutralizar efluentes. PM=20. La reacción ocurre con una conversión del 55%.Capitulo 2. respectivamente. P2. La fluoríta no convertida no se separa de los otros sólidos ni se recicla. se realiza por medio de la deshidrogenación del n-butano (C4H10). precio $80/ton (al 98 % de concentración). Datos de los productos: HF (ácido fluorhídrico). cuyo propósito es deshidrogenar el buteno para obtener finalmente el producto principal junto con otra cantidad adicional de hidrogeno (H2).13 La obtención del butadieno (C4H6) en forma industrial. a 30 $/ton. PM=100. b) Calcule la utilidad bruta. 20% y 5% para el mono. Considere que se usa 20 % de exceso de ácido sulfúrico. El exceso debe enviarse a tiraderos a un costo de $5/ton. Reacciones secundarias: CaCO3 (s) + H2SO4 (l) Æ CO2 (g) + H2O (g) + CaSO4 (s) . $80/ton. Teb=20°C. obteniéndose en un primer reactor buteno (C4H8) más hidrógeno. se mezcla con el buteno recirculado proveniente del sistema de separación y se alimenta directamente a un segundo reactor. La alimentación consta de 1000 kg/hr de tolueno y 1500 kg/hr de HNO3.300/ton. la reacción alcanza una conversión del 95%. Por el domo del primer separador se obtiene una mezcla de nbutano e hidrógeno.000 hr/año de operación en la planta. se envía al sistema de separación. En un segundo reactor el carbamato se deshidrata para formar urea y agua.0 C4H6 54 0.0 0.005 0. En la etapa de alta presión el efluente del segundo reactor. d) Los flujos de las corrientes de reciclo.0 0. pasan a la etapa de baja presión en donde por condensación se obtiene la urea. La conversión del carbamato en la segunda reacción es de 70 %. b) Los flujos en kg/min de las corrientes de entrada y salida del proceso para una producción de 12. En el último separador se obtiene el butadieno y en otra corriente el butano que se recicla al segundo reactor. ______________________________________________________________________________________________ . H2O y urea que salen por la parte superior del condensador. c) El potencial económico. Mientras que todo el CO2 y H2O. en kg/min. pasa a un absorbedor en donde el amoniaco es totalmente absorbido en una corriente de amoniaco líquido. Para una alimentación de n-butano fresco igual 5. 2 NH3 + CO2 Æ NH2COONH4 NH2COONH4 Æ NH2CONH2 + H2O 180 ºC y 150 atm 200 ºC y 130 atm La primera reacción es rápida y exotérmica con 90% de conversión del CO2. Dibuje el diagrama del proceso con la tabla de balance de moles en todas las corrientes.005 P2. respectivamente. C4H10 C4H8 Æ C4H8 + H2 Æ C4H6 + H2 Datos de la fracción de la alimentación a cada separador y que se recupera por el domo.005 1. considerando que en el primer reactor deben entrar 3 moles de amoniaco por cada mol de CO2. Los vapores de CO2. prácticamente pura.14 La síntesis comercial de urea involucra la combinación de amoniaco y dióxido de carbono en un reactor a alta presión para formar carbamato de amonio. Etapas del Diseño Básico de los Procesos hidrógeno.0 0.0 0. sin valor comercial.0 C4H8 56 0.5 atm. COMPONENTE PM Separador Separador Separador 1 2 3 H2 2 1. se desechan.0 C4H10 58 1.800 kg/hr. Las reacciones y condiciones en los reactores son. con generación de calor.0 1. que se alimenta al primer reactor. La sección de recuperación de reactivos opera a dos diferentes presiones 17 y 3.50 Capitulo 2. después de expandirse.000 kg/min de urea. que constituye el producto principal. Determine: a) El diagrama de proceso. La corriente gas de salida del absorbedor pasa a un condensador en donde por la parte inferior se retira todo el carbamato y se recicla al segundo reactor.995 1. 85.135 128 Ortoxileno 0.Capitulo 2. El potencial económico. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 51 Precio. Determine para cada proceso. Las reacciones son: C10H8 + (naftaleno) C10H8 + O2 O2 Æ Æ C8H4O3 + CO2 (anhídrido eftálico) CO2 + H2O + H2O Especies PM Un nuevo proceso usa también aire para la oxidación de ortoxileno.90 y la selectividad de anhídrido eftálico por mol de naftaleno es 0. a 500 K y 10 atm.16 El monomero de metil metacrilato (MMA) se usa ampliamente para producir plásticos acrílicos.45 148 * El precio del aire y agua son despreciables.65 y la selectividad de anhídrido eftálico por mol de ortoxileno es 0.15 El anhídrido eftálico se usa ampliamente como base de un plástico sintético. La conversión del naftaleno es 0. En el proceso para su fabricación se tienen tres secciones.2425 106 Anhídrido eftálico 0.000 kg/semana de anhídrido eftálico (no incluya el cálculo del aire). P2. P2.000 pies3 . CH2=C(CH3) CH3 + O2 Æ CH2=C(CH3) CHO + H2O Isobutileno (ISO) Metacroleina (MA) ______________________________________________________________________________________________ . El flujo de las materias primas a la entrada del reactor para producir 3.63 $ por cada 1.75.07 lb/pie3 . En este proceso la conversión del ortoxileno es de 0. que se emplea en los interiores de los autos y otras aplicaciones. $/ton NH3 17 120 CO2 44 * H2O 18 NH2CONH2 60 90 (*) Precio de compra del CO2 0. El proceso tradicional involucra la oxidación parcial del naftaleno con aire. • • Datos: Especies $/ Kg PM Naftaleno 0. La primera en donde ocurren las siguientes reacciones principales. Se desea determinar cual de los dos procesos es el más recomendable desde el punto de vista económico. en $/sem. La reacción principal es: C8H10 + O2 Æ C8H4O3 + CO2 + H2O (ortoxileno) (anhídrido eftálico) De las otras reacciones la más importante es la oxidación total del ortoxileno. con densidad 0. 1 70. MAA Metanol Metil metacrilato. sin considerar los costos de manejo del aire. dolares/kg 0. catalizador Cu.8. °C -7 74 161 65 105 Precio.42 0. el acetaldehído y ácido acético. proponga. (1 punto) Compuesto Isobutileno. S=selectividad =0. Considerando una operación de 350 días/año. Etapas del Diseño Básico de los Procesos T=400 ºC.40 P2. determine: a) El diagrama de proceso. el vapor y la purga.000 ton /año de MMA. En la corriente que se recicla el ISO se tiene una purga (10% en mol) que contiene además.1 32. la estructura de entrada y salida y la estructura de reciclo. MMA PM 56. La solución acuosa del MMA sale como producto.52 Capitulo 2.12 Teb. ácido acético y acetaldehído. El metanol que no reacciona se separa del MMA y el agua por medio de un flash y se recicla al reactor.04 100.0 (MAA) Metil metacrilato (MMA) • • A la entrada del reactor se tiene una proporción de 1.8 mol MA/mol ISO CH2=C(CH3) CHO + ½ O2 Æ CH2=C(CH3) CO2H (MA) Acido metacrilico (MAA) T=380 ºC. que se desecha. En las dos reacciones se obtienen pequeñas cantidades de acetona. en diagramas de bloques. P=40 psig. Esta corriente de MAA ingresa a la tercera sección del proceso y se alimenta a un reactor junto con una corriente de metanol.9. acetaldehído (Teb=21°C). (4 puntos) c) El potencial económico por ton de MMA producido diariamente. xMA=0.9 mol MAA/mol MA Se usa vapor de agua para evitar coquización y aire que provee el oxígeno. La segunda sección es de separadores en donde se recuperan el ISO y la MA que no reaccionaron y se reciclan.18 0. En uno de los destiladores de la segunda sección se obtiene ácido acético (Teb=118°C) por el domo. xMAA=1. xISO=0. catalizador Pt. S=selectividad =0. (1 punto) b) Los flujos en ton/día de las corrientes de entrada del isobutileno y el metanol. acetona (Teb=56°C). además.17 ______________________________________________________________________________________________ . y el MAA por el fondo. oxígeno y nitrógeno.1 86. y una producción de 350. MA Ácido Metacrilico. Identifique claramente los componentes de las corrientes. P=20 psig.5 moles de metanol por mol de MAA. ISO Metacroleina. tampoco tome en cuenta los costos de la acetona.135 0. agregando los nombres de las especies químicas en las corrientes. P=50 psig. La única reacción que ocurre en este reactor es: • CH2=C(CH3) CO2H + CH3 OH Æ CH2=C(CH3) CO2CH3 + H2O • T=300 ºC.28 0. acetonitrilo (CH3CN).05 cada una. $/kg 1. V2O5 sobre alúmina ______________________________________________________________________________________________ .240 ton/año de acrilonitrilo. agua y óxidos de carbono (CO y CO2).5 O2 Æ 3 CO2 + 3 H2O + 3 O2 Æ 3 CO + 3 H2O Reacción 1 Reacción 2 Reacción 3 Reacción 4 Reacción 5 Temperatura de 400 a 450 °C. Todo el amoniaco se consume.5 CH3CN + 3 H2O + 3 NH3 + 3 O2 Æ 3 HCN + 6 H2O + 4.4 1. Las selectividades hacia los otros subproductos son iguales. CO2.5 NH3 +1. Selectividad= (moles de producto generado)/(moles totales de propileno reaccionadas). h) Calcule el potencial económico en $/kg.18 Las principales reacciones en la fabricación del ácido fórmico (HCOOH) a partir del formaldehído (HCHO).14 ------------- P2. g) Calcule los flujos en kg/hr de las corrientes de entrada y salida del proceso (no incluir el nitrógeno) para una producción de 4.8. El fondo líquido se alimenta a una columna de acrilonitrilo crudo. son: HCHO + ½ O2 Æ HCOOH HCHO + HCOOH Æ HCOOCH3 + ½ O2 HCOOH Æ CO2 + H2 T=140°C.5 O2 Æ CH2=CHCN + 3 H2O + 1. Las reacciones principales son: C3H6 C3H6 C3H6 C3H6 C3H6 + NH3 + 1. Suponga que la planta opera 8. saliendo por el domo C3H6. Especies Propileno Amoniaco Acrilonitrilo Acetonitrilo Ácido cianhídrico H2O O2 CO CO2 PM 42 17 53 41 27 18 32 28 44 Precio. P= 5 atm Catalizador. presión de 50 a 200 Kpa La conversión del propileno es de 90 % y la selectividad de acrilonitrilo es de 0. CO y aire. f) Dibuje el diagrama del proceso con los separadores. Los principales subproductos son ácido cianhídrico (HCN).4 2. e) En este proceso no se usa recirculación de reactivos. El efluente del reactor es enfriado y lavado con agua en un absorbedor. usando aire como oxidante.47 0.Capitulo 2. 0. La corriente del domo de la columna de acrilonitrilo crudo ingresa a un destilador en el que se obtienen por arriba el ácido cianhídrico y por la parte de abajo acrilonitrilo.000 hr/año. explique porque.5 O2 Æ 1. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 53 La base del proceso de producción del acrilonitrilo (CH2=CHCN) es la oxidación catalítica del propileno (CH2=CHCH3) y amoniaco.8 1. Considere un 20 % de exceso de O2 con respecto al estequiométrico. por el fondo de esta sale agua y acetonitrilo. esta corriente pasa a un destilador en el cual se recupera todo el acetonitrilo por el domo y el fondo se manda a biotratamiento. 0. que se envía a la cuarta sección. La tercera sección es de refinación del formal que se separa del metanol. Otra corriente con el azeótropo de metanol y formal. Verifique que el peso de las sustancias en la entrada es igual a la suma de pesos de las sustancias en las salidas. 21% de CO. 7% de CO2. b) Calcule la cantidad en kmols/hr del formaldehído en la corriente de alimentación fresca al proceso.30). 0. CO2 y H2) que se purgan del proceso. En la ______________________________________________________________________________________________ . El proceso consta de cuatro secciones. b) El flujo de materiales en las corrientes de entrada y salida del proceso. que pasa a la tercera sección y otra con el CDM y agua.33 %. Considere un 20 % de exceso de O2 con respecto al estequiométrico para determinar. P=22 atm). Se obtienen tres corrientes.54 Capitulo 2.360 Ton/año de ácido fórmico si la planta debe operar 8. P2.20 El carbonato de metilo (CDM) se obtiene a partir de metanol.19 En el proceso de fabricación del metanol se usa una corriente de gas natural reformado. indique en las corrientes de entrada y salida las especies que contienen. Reacción 1: Reacción 2: CO + 2H2 Æ CH3OH CO2 + 3H2 Æ CH3OH + H2O (conversión del CO. a) El efluente del reactor se enfría para separar los gases no condensables (O2. El oxígeno se toma del aire con 20% de oxígeno. Hacer el diagrama del proceso con los separadores. Para mantener un bajo contenido de metano en el reciclo. identifique el propósito de cada unidad de proceso. Reacción 1: Reacción 2: Reacción 3: 2CH3OH + CO + ½ O2 Æ CH3-OCOO-CH3 + H2O CDM 2CH3OH + CO Æ CH3-O-CH2 –O-CH3 + ½ O2 Formal CO + ½ O2 Æ CO2 La segunda sección es de separación preliminar.5 moles de metil formiato (HCOOCH3). (conversión del CO2. monóxido de carbono y oxígeno. CO. N2. CO2. Teb=374 K) y del metil formiato (PM=60. por cada 10 moles convertidas de formaldehído se obtienen 8 de ácido fórmico y 1.000 hr/año. Teb=305 K) en unos separadores para reciclarse al reactor. H2. Para producir 320 kg/min de metanol.20) El efluente del reactor pasa por un separador en el cual por el fondo se obtiene como líquidos. todo el metanol y el agua. por el domo se recuperan el total del flujo de los gases incondensables (CO. Esta corriente se mezcla con otra de reciclo para entrar al reactor en donde se efectúan las siguientes reacciones. O2. Teb=254 K) se separa del ácido fórmico (PM=46. el formal se extrae como producto casi puro y el metanol se recicla al reactor. N2. Todo el formaldehído (PM=30. y CH4). que tiene la siguiente composición en por ciento en mol. el 10% de la corriente del domo del primer separador se purga y el resto se recicla al reactor. Compruebe el balance de materiales. estos gases se reciclan al reactor. CO2. P2. en kg/min. 69% de H2 y 3% de CH4. determine: a) El diagrama de flujo del proceso. Etapas del Diseño Básico de los Procesos La conversión del formaldehído es de 83. una con gases ligeros. para una producción de 7. La primera en donde ocurren las principales reacciones (T=180 °C. c) Calcule los flujos en kg/hr de las especies químicas en las corrientes de entrada y salida del proceso. En ambos reactores el CO se convierte a CO2. b) Los flujos en kmol/hr de los componentes en la estructura de entrada y salida del proceso.40. En la desulfuración del gas natural se remueve casi todo el azufre (en forma de H2S).48 ton/hr de CDM. Este CO2 se puede desechar a la atmósfera o usarse en otras secciones de la planta. formal y CO2 respectivamente.2 N2 28 0. del gas natural o de nafta.1 CO 28 0. En ambos reactores se aprovecha el calor de las reacciones para generar vapor.42 Formal 76 0. d) El potencial económico para producir 6. ______________________________________________________________________________________________ CDM 90 0. El N2 se obtiene del aire y el H2 se obtiene por reformación catalítica. que consiste de seis etapas principales: 1) desulfuración el gas natural.76. En ambos reactores se alimenta aire para producir el gas de síntesis. Costo. El metanizador es un reactor en el que se remueve el CO2 residual. Identifique claramente las especies químicas de las corrientes. La conversión del metanol es 0. pasa al mutador de baja temperatura. El K2CO3 regenerado se recicla al absorbedor.21 Construya el diagrama de bloques del proceso de fabricación del amoniaco de acuerdo a la siguiente descripción. determine. En el reformador secundario se obtiene casi la conversión total del CH4. Etapas del Diseño Básico de los Procesos 55 cuarta sección se purifica el CDM que se separa del agua. el gas entra al mutador de alta temperatura y de ahí después de que se vuelve a enfriar el gas. Especies P. El KHCO3 pasa al regenerador en donde se elimina el CO2. El gas a la salida del mutador de baja temperatura es descarbonatado en un sistema de absorción. el CDM se extrae como producto y el agua se manda a tratamiento de residuos. A la entrada del reactor por cada mol que entra de oxígeno entran 5 de metanol. En el diagrama del problema el NH3 se obtiene por el método de reformación catalítica del gas natural. principalmente metano y agua. Se usa oxígeno que se diluye con N2 para mantener una proporción no explosiva en el reactor de 50% de O2 y 50 % de N2. Por cada mol consumida de CO se obtienen 0. en forma de KHCO3. Después de enfriar el efluente del reformador secundario.05 moles de CDM. El gas natural desulfurizado se mezcla con una corriente de vapor antes de entrar al reformador catalítico. ya sea. 4) remoción del dióxido de carbono.19 y 0. c) Compruebe el balance de materiales en ton/año de los componentes del inciso b. $/kg P2. 0.18 .1 CH3OH 32 0. operando 8. No considere el valor de la corriente de gases ligeros.28 Agua 18 - CO2 44 - O2 32 0. Aproximadamente 70 % del metano del gas natural se convierte a H2 y CO.M.000 hr/año. El absorbedor usa K2CO3 para absorber químicamente el CO2. obteniéndose también CO2 y H2O. 2) reformación catalítica con vapor. Para una producción anual de 51. a) El diagrama de bloques del proceso.840 toneladas de CDM. En las reacciones se obtiene. La síntesis del amoniaco se obtiene por la reacción de hidrógeno con nitrógeno. 3) mutador del monóxido de carbono.8 y la conversión del CO es 0.Capitulo 2. 5) metanación y 6) síntesis del amoniaco. para prevenir el envenenamiento del catalizador de níquel en el reactor de reformación. 56 Capitulo 2. Etapas del Diseño Básico de los Procesos El gas de síntesis a la salida del metanador se comprime hasta la presión requerida en el reactor de síntesis. En este reactor se obtiene el NH3. El amoniaco a la salida del reactor de síntesis se separa por condensación, del gas de síntesis. El gas de síntesis se recomprime y recicla al reactor de síntesis. Una porción del reciclo se purga para evitar la acumulación de gases como el argón. El amoniaco se enfría y comprime para su almacenamiento. ______________________________________________________________________________________________ Capitulo 3. Síntesis de Secuencias de Separadores 57 Capitulo 3 Síntesis de secuencias de separadores Siguiendo la metodología de Douglas para el diseño básico de procesos, después de la definición de la estructura de reciclo, sigue la síntesis de la estructura de separadores. En este capitulo se presentan dos métodos para proponer secuencias de separadores, el primero que usa heurísticas y el segundo que se basa en la fórmula de Nadgir y Liu. Se ilustra el uso de estos métodos con varios ejemplos. Además se describe y aplica el cálculo del costo relativo de separación que sirve para comparar y seleccionar entre varias propuestas de secuencias de separadores. ______________________________________________________________________________________________ 58 Capitulo 3. Síntesis de Secuencias de Separadores Definición de la estructura de separadores. En la jerarquía de decisiones del diseño básico de procesos en el cuarto nivel se define la estructura de separadores, es decir, se define el método y la secuencia en la que se separan los productos de los reactantes. El objetivo de la síntesis de secuencias de separación de mezclas multicomponentes es proponer el mejor arreglo de equipos, en términos de costos, para obtener varias corrientes cada una constituida por uno solo de los componentes. Las mezclas que son fáciles de separar son los gases y líquidos volátiles de sólidos y de otros líquidos menos volátiles, así como los líquidos con puntos de ebullición muy separados. Otras mezclas, que no son tan fáciles de separar, son los sólidos de líquidos y los líquidos volátiles de gases. Finalmente se tienen mezclas, particularmente difíciles de separar formadas por gases en gases y sólidos en sólidos. En la Tabla 3.1 se dan ejemplos de procesos de separación. Tabla 3.1 Ejemplos de procesos de separación. Operación Destilación Absorción Evaporación Permeación Extracción Filtración Depuración de sólidos en gases Agente separador Adición y remoción de calor Solvente Calor Membranas Solvente Mallas Fuerza inercial Ejemplos de aplicación Separación del petróleo crudo en sus destilados, separación O2 , N2 y Ar del aire Remoción de CO2 y H2S del gas natural con aminas Concentración de jugos, azúcar, salmueras y pulpas Remoción de H2 de hidrocarburos, desalinación de aguas Remoción de la cafeína del café. Eliminación de agua del azúcar cristalizada Remoción de finos de catalizador en el proceso FCC. En los procesos de separación se explotan diferentes propiedades de los componentes de la mezcla a separar, por ejemplo, la diferencia de presiones de vapor es la propiedad que facilita la separación por destilación y evaporación. En cambio en la extracción de líquidos, la lixiviación y la cristalización se aprovecha la solubilidad de los componentes como factor esencial de separación, mientras que la diferencia de densidad se emplea para separar una mezcla por floculación y centrifugación. Entre los métodos para separar líquidos, la destilación, la absorción, extracción, cristalización, la destilación es el método más económico y por lo tanto el más empleado en los procesos químicos. En este capitulo solamente se tratan las técnicas para la definición de secuencias de separadores para mezclas líquidas a través de columnas de destilación simples. Es decir, aquellas que tienen una sola entrada y dos salidas. 3.1 Las Reglas Heurísticas. Para el diseño del tren de separadores se usan reglas heurísticas, en la Tabla 3.2 se presentan unas de las principales. Ya en el capitulo 1 se presentaron algunas reglas heurísticas y una ejemplo de aplicación a la síntesis de trenes de separadores. Al aplicar estas reglas pueden ocurrir casos en que se tienen propuestas contradictorias, por ejemplo, si el componente más abundante es el más difícil de separar se tiene un conflicto entre las reglas 2 y 3. Entonces, se debe usar algún criterio extra, como el costo de la separación, para decidir cual es la secuencia de separación más adecuada. ______________________________________________________________________________________________ se han de reciclar o extraer del proceso en una misma corriente. no deben separarse. Síntesis de Secuencias de Separadores 59 Tabla 3. D y E salen por el fondo. mientras que los componentes C. C. E. E el primero. Los componentes de una mezcla se separan en una columna de destilación porque tienen diferente temperatura de ebullición. Remover las especies más abundantes al principio. 6. los componentes deben ser removidos de la mezcla en orden decreciente de la propiedad que facilita su separación. el cual altera el equilibrio líquido vapor y arrastra o extrae a uno de los componentes. Cuando las mezclas presentan puntos azeótropos en los que dos componentes en equilibrio líquido vapor tienen la misma composición en las dos fases separarlos con una alta pureza es imposible con destilación convencional. por ejemplo. D. Definir cada corte es equivalente a definir una columna. que las corrientes de salida no tendrán componentes en común. Con las reglas heurísticas se reduce el número de opciones a considerar. Remover primero las especies corrosivas y peligrosas. Como ilustración de las posibles secuencias de separación en la Tabla 3. Una vez que se ha definido un punto de corte inicial. 3. C. es decir. Dejar las separaciones difíciles para el final 4. Si no hay separaciones difíciles. Separar en partes iguales. ______________________________________________________________________________________________ . 1. Remover inmediatamente cualquier agente de separación después de usarlo. El solvente y el componente extraído se separan en una columna alterna y el agente de extracción se recicla a la columna de extracción. B. El abanico de opciones de secuencias de separación se amplia en la medida que el número de componentes aumenta.Capitulo 3. como se muestra más adelante. para 5 componentes se requieren 14 columnas y el número de posibles arreglos crece. en el ejemplo. A los componentes que son adyacentes al punto de corte se les denomina componente clave ligero. 5. deben seleccionarse otros cortes para las mezclas remanentes hasta obtener cortes con sólo dos componentes. 7. 2.2 Reglas heurísticas para la definición de secuencias de separadores. por ejemplo en destilación extractiva. Para decidir cual es la mejor opción se evalúan criterios que se relacionan con el costo de los equipos. En este último caso se usa un solvente como agente de separación. Así como se separan los colores de la luz solar al refractarse por un prisma y genera el espectro de colores. porque los diferentes colores tienen diferente índice de refracción. como la temperatura de ebullición o de la volatilidad relativa. Para el diseño básico de los procesos se considera que la mezcla se separa en cortes tajantes. interconectados o por destilación extractiva. A será el más volátil y el último el menos volátil. Para la mezcla A.3 se presentan las 14 opciones para una mezcla de 5 componentes. Para estas mezclas la separación se puede efectuar ya sea con cambios en la presión de operación en equipos consecutivos. definir el espacio para la separación de la mezcla según se elijan los componentes clave. el corte AB/CDE indica que los componentes A y B salen por el domo de la columna de destilación. En la lista de componentes a separar se colocan en orden descendente de acuerdo a una propiedad física o química. Si dos o más componentes con temperaturas de ebullición adyacentes. al que esta a la izquierda. es el componente B y a la derecha de la diagonal se encuentra el componente clave pesado. Por ejemplo para separar 3 componentes en tres corrientes puras usando destilación se requieren dos columnas. es decir. El corte se indica con una diagonal. habría que separar el etileno. Una especificación del proceso es que no se deben separar el hidrógeno y el metano Nadgir y Liu (1983). si son aplicables al caso bajo estudio.1 A partir de los datos de salida de un reactor de craqueo de hidrocarburos para producir etileno y propileno de la siguiente tabla. junto con hidrógeno y metano en la primer columna. Componente A B C D E F G Hidrógeno Metano Etileno Etano Propileno Propano Pesado moles/hr 18 5 24 15 14 6 8 Temperatura de ebullición. Regla 3: Efectuar las separaciones de C/D y E/F al final ya que tiene los valores más pequeños de ΔT. Regla 2: separar primero el que esta en exceso. A mayor valor de ΔT se separaran más fácilmente. proponer un esquema de equipos para separar los componentes en cinco corrientes aproximadamente puras.60 Capitulo 3. No existe un orden para la aplicación de las reglas así que se consideran según aparecen en la lista. Síntesis de Secuencias de Separadores Tabla 3. Tabla 3. ______________________________________________________________________________________________ . 6 Y 16 ºC respectivamente.4 Datos de la mezcla a separar.3 Opciones de secuencias de separadores para una mezcla de 5 componentes Opción 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 Ejemplo 3. Regla 6: no se han de separar el hidrógeno y el metano ya que forman una sola corriente de producto. ΔT indican que tan fácil es separar la mezcla. ºC -253 -161 -104 -88 -48 -42 -1 ΔT 92 57 16 40 6 41 Columna 1 A/BCDE A/BCDE A/BCDE A/BCDE A/BCDE AB/CDE AB/CDE ABC/DE ABC/DE ABCD/E ABCD/E ABCD/E ABCD/E ABCD/E Columna 2 B/CDE B/CDE BC/DE BCD/E BCD/E A/B A/B D/E D/E A/BCD A/BCD AB/CD ABC/D ABC/D Columna 3 C/DE CD/E B/C B/CD BC/D C/DE CD/E A/BC AB/C B/CD BC/D A/B A/BC AB/C Columna 4 D/E CD D/E C/D B/C D/E C/D B/C A/B C/D B/C C/D B/C A/B En este ejemplo los valores del coeficiente de equilibrio. 1 Se aplica la fórmula de Nadgir y Liu. esta corriente de producto es la segunda más abundante y se mantienen juntos A y B. La secuencia de separaciones es: A B A B C D E F G C C D C D E F G D E E F G E F F G Secuencia A 3.1) ______________________________________________________________________________________________ .Capitulo 3. CFS. (3. El siguiente corte sería el de CDEF/G por ser el de mayor ΔT.2 Con la fórmula de Nadgir y Liu proponga la mejor secuencia de separadores para la mezcla del ejemplo 3.2 El Coeficiente de Facilidad de Separación. Que usa el Coeficiente de Facilidad de Separación. Síntesis de Secuencias de Separadores 61 Se observan contradicciones al aplicar las reglas en la secuencia de separadores.4 aumenta una columna con los valores calculados del CFS para cada posible corte entre los componentes de la mezcla. CFS = f * Δ Donde: f = relación de distribución de flujos molares de los componentes en el corte D/B o B/D dependiendo del que resulte menor o igual a la unidad. además de que es el de mayor ΔT=57 que indica una separación más fácil de cualquier otra posible entre los componentes de la lista. Al final se tendrán los cortes C/D y E/F de acuerdo a la regla 3. D corresponde a la suma de flujos de los componentes que salen por el domo y B a la suma de los que salen por el fondo. CFS Una forma conveniete de proponer secuencias de separadores sin usar las reglas heurísticas es la fórmula de Nadgir y Liu (1983). Ejemplo 3. la tabla 3. Δ= diferencia de temperaturas de ebullición de los componentes adyacentes al corte o si se tienen datos de volatilidad relativa (α) entonces Δ = (α -1)*100. Se pueden separar en el primer corte AB de los demás. 0 El mejor corte es AB/CDEFG que tiene el mayor valor del CFS de 19. Secuencia CD/EFG 28/39 40 28.7. A B A B C D E F G C D E F G Para separar CDEFG.6 14. Síntesis de Secuencias de Separadores Tabla 3. ______________________________________________________________________________________________ .5 Datos de la mezcla a separar. por ser los más difíciles así que sólo se prueban dos cortes. 28. de 18. Se puede proponer otra secuencia si se usa el valor del CFS segundo mayor en la Tabla 3. Se calculan los CFS de estos cortes para determinar cual es el mejor.6 18. Componente A B C D E F G Hidrógeno Metano Etileno Etano Propileno Propano Pesado moles/hr 18 5 24 15 14 6 8 Temperatura de ebullición.0 19. manteniendo los cortes C/D y E/F al final. ºC -253 -161 -104 -88 -48 -42 -1 ΔT 92 57 16 40 6 41 CFS 23.5. CD/EFG y CDEF/G.1 que corresponde al corte ABCD/EFG. La secuencia resultante que contiene los cortes C/D y E/F al último es igual a la secuencia A obtenida con la aplicación de las reglas heurísticas.1 4.7 Secuencia CDEF/G 8/59 41 5.6 y que también retiene a AB como un producto simple.1 1. se obtiene la secuencia B.6 f Δ CFS Se propone el corte CD/EFG como segundo en la secuencia por tener el mayor valor del CFS.62 Capitulo 3. los cortes C/D y D/F se deben efectuar al último. Capitulo 3. Síntesis de Secuencias de Separadores 63 A A B C D A B B C C D D A B C D E F G Secuencia B E E F G E F F G Las dos secuencias se usan industrialmente en el proceso de craqueo térmico de naftas. 3.3 Estimación del costo de las secuencias de separación El costo anualizado de una columna de destilación incluye el costo anualizado de la inversión del equipo más el costo de operación anual. Estos costos corresponden principalmente a los costos del cilindro envolvente, de los platos, del condensador, del rehervidor, así como de los servicios de enfriamiento y calentamiento. El costo se calcula como una función del número de platos y del flujo de vapor en el domo de la columna de destilación, siendo esta variable la más importante. De acuerdo a la Figura 3.2, el balance de materiales en el domo de la columna es: V = D*(1 + R) Donde: V = Flujo de vapor en el domo de la columna D = flujo de destilado que se extrae de la columna y R = relación de reflujo. (3.2) V D R F B Figura 3.2 Diagrama de una columna de destilación simple. ______________________________________________________________________________________________ 64 Capitulo 3. Síntesis de Secuencias de Separadores El reflujo óptimo recomendado es 20 % mayor al reflujo mínimo de operación, por lo que se tiene: V = D*(1 + 1.2Rmin) De la ecuación de Underwood, se tiene: (3.3) x D , LK α x D , HK ⎛ 1 ⎞⎛ R min = ⎜ − ⎟⎜ x x F , HK ⎝ α − 1 ⎠⎜ ⎝ F , LK Donde. ⎞ ⎟ ⎟ ⎠ (3.4) XD,LK es la fracción mol del componente clave ligero en el destilado, XF,LK es la fracción mol del componente clave ligero en la alimentación, XD,HK es la fracción mol del componente clave pesado en el destilado, XF,HK es la fracción mol del componente clave pesado en la alimentación, α es la razón de volatilidades relativas de los componentes clave ligero y clave pesado. Para una separación tajante sólo los componentes claves se van a sus respectivos extremos, entonces se obtiene: x D , LK ⎛ 1 ⎞⎛ R min = ⎜ ⎟⎜ ⎝ α − 1 ⎠⎜ ⎝ x F , LK Donde. ⎞ ⎛ 1 ⎞F ⎟=⎜ ⎟ ⎝α −1⎟ ⎠D ⎠ (3.5) F es el flujo de todos los componentes en la alimentación. Al sustituir en la ecuación del flujo del vapor se obtiene: V = D + 1.2 F/( α -1) Ejemplo 3.3 Para ilustrar el uso de esta ecuación para estimar el costo de una secuencia de separadores, se proponen dos secuencias para separar los componentes de la siguiente mezcla. α 3.53 1.80 1.0 αady 1.96 1.80 (3.6) Componente Benceno (A) Tolueno (B) Etilbenceno (C) Las secuencias que se proponen son: Flujo, Kgmol/hr 269 282 57 Secuencia directa: A/BC, B/C Secuencia indirecta: AB/C, A/B. ______________________________________________________________________________________________ Capitulo 3. Síntesis de Secuencias de Separadores 65 Se denomina secuencia directa a aquella que aplica la regla heurística de separación en el orden decreciente de la propiedad que facilita su separación. Flujo de vapores en la secuencia directa: ∑V I = V A / BC + V B / C ∑V I ⎡ 1 .2 ⎤ ⎡ 1 .2 ⎤ = ⎢ F A + ( F A + FB + FC ) ⎥ + ⎢ FB + ( FB + FC ) ⎥ α A / B − 1⎦ ⎣ α B / C − 1⎦ ⎣ ∑V ∑V ∑V I 1.2 ⎤ ⎡ 1.2 ⎤ ⎡ = ⎢269 + (269 + 282 + 57) + ⎢282 + (282 + 57) ⎥ 1.96 − 1⎦ ⎣ 1.8 − 1⎥ ⎣ ⎦ = 1,029 + 790.5 = 1,819.5 kgmol / hr I Flujo de vapores en la secuencia indirecta: II ∑V II = V AB / C + V A / B = 1,463 + 957.75 = 2,420.75 kgmol / hr Puesto que la secuencia directa da un menor flujo de vapores, lo cual implica un menor costo, se elige esta como la mejor secuencia. Otra forma para estimar el costo de una secuencia de separadores es la fórmula de costo relativo de separación, que recomiendan Rudd y cols (1973). ⎤ ⎡ ⎥ ⎢ ⎛ Costo relativo ⎞ ⎢ Flujo molar de entrada a la columna ⎥ ⎟ ⎜ = ⎜ de separación ⎟ ⎢ Diferencia de temperaturas de ebullición de ⎥ ⎠ ⎝ ⎥ ⎢ ⎣ los componentes adyacentes en el corte. ⎦ Para ilustrar el uso de esta fórmula se aplica a la mezcla del ejemplo3.2 Ejemplo 3.4 El costo relativo de separación según la ecuación 3.7 para cada secuencia del ejemplo 3.2 es: Costo de secuencia A. (3.7) CRS A = FA + FB + FC + FD + FE + FF + FG FC + FD + FE + FF + FG FE + FF + FG FC + FD FE + FF + + + + ΔTE / F ΔTC / D ΔTF / G ΔTD / E ΔTB / C Costo de secuencia B. CRS B = FA + FB + FC + FD + FE + FF + FG FA + FB + FC + FD FE + FF + FG FC + FD FE + FF + + + + ΔTE / F ΔTD / E ΔTB / C ΔTC / D ΔTF / G ______________________________________________________________________________________________ Process Synthesis.J. J. Prentice Hall. No. Liu. D.F. 1983.7904 40 57 41 16 6 Que resulta en valores casi iguales por lo que la elección de cualquiera de las dos secuencias es correcta. 6. Síntesis de Secuencias de Separadores Se sustituyen los valores en las fórmulas del CRS y se obtiene: CRS A = CRS B = 90 67 28 39 20 + + + + = 9. A. V. Rudd.66 Capitulo 3. 1973. ______________________________________________________________________________________________ . Referencias: 1.7076 57 40 41 16 6 90 62 28 39 20 + + + + = 9. Nov. pp 926-934. Siirola. Nadgir. G. Vol. 29. AICHE J. Powers y J. 2.M. Studies in Chemical Process Design and Synthesis. y Y.. (b) Compare la secuencia de (a) con las posibles secuencias que se pueden obtener con el cálculo del coeficiente de facilidad de separación de Nadgir y Liu. El metil metacrilato y el agua deben mantenerse juntos. El estireno se fabrica por deshidrogenación de etilbenceno a altas temperaturas. El etilbenceno también se descompone en benceno y etileno además de combinarse con hidrógeno para dar tolueno y metano. A la salida de los reactores se obtiene: Especies Cumeno Hidroperóxido de cumeno Fenol Acetona Alfa metilestireno Acetofenona Cumil fenol Moles/min PM 58 120. Las principales reacciones de la producción del fenol se efectúan en dos reactores independientes: Cumeno + Oxígeno Æ Hidroperóxido de cumeno Hidroperóxido de cumeno Æ Fenol + Acetona En otras reacciones se obtienen pequeñas cantidades de subproductos.2 El alfa metilestireno se deja junto al cumeno ya que al reciclarlos al primer reactor se hace reaccionar con una corriente de hidrógeno que convierte el alfa metilestireno en cumeno. 2. K 425.193 60 94.151 2 121. En el diagrama de separadores indique que corrientes son de recirculación.113 55 50.Capitulo 3. (b) Proponga una secuencia de destiladores diferente a la de (a) usando reglas heurísticas. Una ______________________________________________________________________________________________ . indique las reglas heurísticas que aplican en cada destilador.1 608. (c) seleccione la secuencia más económica empleando algún indicador del costo de las columnas de destilación. (c) seleccione la secuencia más económica empleando algún indicador del costo de las columnas de destilación.7 455 329. kmol/hr 600 400 320 240 80 620 Teb. (a) Proponga una secuencia de separación usando reglas heurísticas. Síntesis de Secuencias de Separadores 67 Problemas 1. (a) proponga una secuencia de destiladores usando el método de Nadgir y Liu.08 4 118.6 442.1 475. La acetofenona y el cumil fenol son subproductos desechables. °C -7 74 105 161 118 100 3.44 438.29 Teb. Para la mezcla siguiente. Componente Isobutileno Metacroleina Metil metacrilato Ácido metacrilico Ácido acético Agua Flujo.194 20 152.178 4 120. A la salida del reactor se tiene la siguiente composición. Componente 1 2 3 4 5 6 7 8 9 Hidrógeno Metano Etileno Benceno Agua Tolueno Etilbenceno Estireno Polímero (alquitrán) moles/min 110 45 25 24 122 30 42 118 10 Temperatura de ebullición. Si agrupa algunos componentes para no separarlos justifique porque. ______________________________________________________________________________________________ . Síntesis de Secuencias de Separadores pequeña parte del estireno da polímeros de bajo peso molecular (alquitrán).155 178 212 231 277 293 > 320 a) Proponga una secuencia de separadores usando reglas heurísticas. El agua puede separarse fácilmente de los aromáticos por condensación.423 . ºF . c) Seleccione la mejor secuencia empleando un indicador del costo relativo de las columnas de destilación. b) Proponga una secuencia de separadores diferente a la del inciso (a) usando el método de Nadgir y Liu.68 Capitulo 3.259 . 69 Capitulo 4. la presión y la composición de las corrientes se tienen que ajustar para obtener un desempeño eficiente en los equipos. En este capitulo se presenta como definir las condiciones de operación en los equipos. con la menor producción de residuos y además buscando que sean seguros y controlables. que permitan maximizar el aprovechamiento de materiales y energía. ______________________________________________________________________________________________ . Definición de las condiciones de operación Las corrientes de proceso rara vez se encuentran a las condiciones más convenientes para ser procesadas en los reactores y separadores. Por ello la temperatura. Definición de las Condiciones de Operación Capitulo 4. La curva de equilibrio limita la temperatura de operación en el catalizador. por ejemplo la operación isotérmica o adiabática. según la figura 4. el tiempo de residencia y los efectos térmicos. columnas de destilación. ______________________________________________________________________________________________ .2. Durante el diseño de los procesos deben definirse las condiciones de operación en los equipos. el número de fases presentes. con la menor producción de residuos y además que sean seguros y controlables. la conversión. 4. SO2 + 1 2 O2 ⇔ SO3 La reacción se efectúa sobre varios lechos de catalizador de pentóxido de vanadio con inter-enfriadores. Definición de las Condiciones de Operación 4.70 Capitulo 4. O por que puede tener un gran efecto sobre el equilibrio. que permitan maximizar el aprovechamiento de materiales y energía. Un proceso de este tipo es la obtención del trióxido de azufre a partir de la oxidación catalítica del dióxido de azufre. la velocidad de reacción de reactantes a productos aumenta cuando la temperatura aumenta mientras que la relación de equilibrio y la conversión disminuyen. por ejemplo en reacciones reversibles exotérmicas.1 Arreglo de ínter enfriadores entre las camas catalíticas del reactor. la presión. T-entrada Interenfriadores Reactor empacado T-salida Figura 4.2 Consideraciones para la temperatura. presiones y características térmicas que deben prevalecer dentro de los equipos. presión y composición a la entrada de los equipos como reactores. por ejemplo la velocidad de reacción de una gran cantidad de reacciones aumenta de manera exponencial con el aumento de la temperatura.1 Consideraciones para determinar las condiciones de operación en los reactores. Operar a temperatura alta tiene muchas ventajas. etcétera así como las temperaturas. Los factores que afectan la elección del tipo de reactor son: la temperatura. como en la figura 4.1. Además puede favorecer la selectividad de los productos deseados. Las condiciones de operación en los equipos se refiere a la temperatura. Las altas presiones se logran con bombas para los líquidos o compresores para los gases. Por un enfriamiento rápido de la corriente de salida de los reactores (acción de apagado). como un inerte. Debe considerarse que la temperatura del agua de enfriamiento disponible depende de la temperatura de bulbo húmedo de la región en donde se ubique la planta. La forma más barata de obtener temperaturas bajas con la extracción de calor a través de agua de enfriamiento. Por alimentación escalonada de corrientes frías.2 Curva de equilibrio de la oxidación del dióxido de azufre. 4. Los medios de control de la temperatura son múltiples. 3. K 700 800 900 Figura 4. Por transferencia interna de calor. como en el caso de serpentines de enfriamiento. La operación adiabática es la más simple y barata. para evitar la generación de subproductos indeseables o por que se traten especies térmicamente sensibles. En muchos casos se opta por dejar que la temperatura aumente operando el reactor de manera adiabática sin que se rebase cierto límite de temperatura. 2. Para manejar menores volúmenes en el caso de gases o por que con ello se logra cambiar la termodinámica que favorece la formación de productos. La temperatura de retorno a la torre de enfriamiento nunca debe exceder 30 °C. Las principales razones para operar los reactores a temperaturas bajas son para disminuir la velocidad de reacción.6 0. Para reacciones en paralelo del tipo. Usando un acarreador de calor. La operación a alta presión tiene ventajas como las siguientes.71 Capitulo 4.8 0. Definición de las Condiciones de Operación 1.3 Consideraciones para la presión. 4.4 Consideraciones de selectividad en los reactores.2 0 300 -23 kcal/mol 400 500 600 Temperatura.2 Conversión de equilibrio 1 0. 4.4 0. por ejemplo: 1. En reacciones en fase gas para obtener altas concentraciones y por consiguientes altas velocidades de reacción. ______________________________________________________________________________________________ . Usar reactor tanque. x aumenta: Usar reactor tanque. V min SW = min V rW k 2 n 2− n1 = CA rV k1 (4. se tienen varias opciones para la selección de los reactores. V Sí n1 < n2: SW disminuye cuando la conversión. V Para reacciones simples el reactor tubular resulta de menor tamaño que el tanque.72 Capitulo 4. excepto para reacciones auto catalíticas y en reactores adiabáticos. Fase gas. o empacado o burbujeante.1) (4. bajo las mismas condiciones de operación. Gas o líquido: Usar cama fija o fluidizada. Reacciones Catalizadas. Definición de las Condiciones de Operación k1 A⎯ ⎯→ V n1 r1 = k1C A =r (4. Cama escurrida o burbujeante. Usar reactor tanque o tubular. la siguiente lista resume algunos casos. Con tres fases: Usar lecho catalítico fluidizado. De acuerdo a la fase en que ocurren las reacciones.3) Con las siguientes condiciones para la elección del tipo de reactor: Sí n1 = n2: No hay preferencia para el tipo de reactor. a) Para reacciones homogéneas. Usar reactor tubular. Sí n2 > n1: SW aumenta cuando la conversión. Fase líquida. Reacciones no catalizadas. En procesos con baja conversión y grandes tiempos de residencia se recomienda usar el reactor en forma de tanque mientras que para reacciones con altas conversiones y tiempos de residencia pequeños.2) k2 A⎯ ⎯→ W n2 r2 = k 2 C A = rW Siendo V es el producto principal y W un subproducto. b) Para reacciones heterogéneas. se recomienda usar reactores tubulares. ______________________________________________________________________________________________ . x aumenta: Usar reactor tubular. Gas más líquido: Usar cama fija. Se busca minimizar la selectividad del subproducto SW . β1) En el proceso de producción del benceno a partir del tolueno se favorece la producción de benceno (producto principal) y disminuye la producción del difenilo (subproducto) si se usa una proporción alta de hidrógeno a tolueno en la alimentación del reactor. 27 K eq P 2 16 x 2 (2 − x) 2 si se define A = = (1 − x) 4 27 K eq 4 entonces. se relaciona con la temperatura T (en grados Kelvin) y la presión P.4 *10 −11 exp⎜ ⎟ ⎝ T ⎠ (4.8) Se obtiene la ecuación cuadrática. AP = x(2 − x) (1 − x) 2 (4.7) Se puede despejar x de la primera ecuación.1 Para ilustrar el efecto de la temperatura y presión en la conversión de equilibrio se analiza la reacción de síntesis de amoniaco.4) (4.β1) Usar un exceso de A sí (α2 .6) Usar un exceso de B sí (α2 . N2 + 3 H2 ↔ 2 NH3 Para una alimentación de nitrógeno e hidrógeno en proporción estequiométrica. las reacciones son: Tolueno + H2 Æ Benceno + CH4 2 Benceno ↔ Difenilo + H2 Ejemplo 5. Definición de las Condiciones de Operación Para reacciones en serie y paralelo se puede aumentar la selectividad al producto deseado con el exceso de uno de los reactantes de acuerdo a los siguientes casos: Si A + B Æ V con r1 = k1 C A1C B 1 y A + B ↔ W con r2 = k 2 C A2 C B 2 ⎛ r2 Para obtener min⎜ ⎜r ⎝ 1 ⎞ ⎛ k2 ⎟ ⎜ ⎟=⎜ ⎠ ⎝ k1 ⎞ α 2 −α1 β 2 − β1 ⎟ ⎟C A C B ⎠ α β α β (4. x.α1) < (β2 . por las ecuaciones: K eq = (2 x) 2 (4 − 2 x) 2 33 (1 − x) 4 P 2 además. de la siguiente manera.73 Capitulo 4. (en atm). x 2 ( AP + 1) + x(−2 AP − 2) + AP = 0 . la fracción de conversión de nitrógeno a amoniaco. cuya solución es: ______________________________________________________________________________________________ .α1) > (β2 . ⎛ 11 100 ⎞ K eq = 4.5) (4. Evolución de la conversión en función de la temperatura y la presión en la producción de amoniaco.6 0.10) Al probar diferentes temperaturas y presiones se obtiene en Excel la gráfica de la figura 4. Definición de las Condiciones de Operación x= 2 * ( AP + 1) ± 4( AP + 1) 2 − 4( AP + 1) AP 2( AP + 1) (4. Pero a baja temperatura la velocidad de reacción tiene valores muy pequeños por lo que se necesitarían reactores con tiempos de residencia muy grandes. altas temperaturas corresponden a volúmenes pequeños de reactor.9 0. da bajas conversiones a altas temperaturas.4 0.2 0. Por otro lado el efecto de la temperatura sobre la conversión es que a mayor presión se tiene mayor conversión.7 0.5 0.05 a 1 atm de presión.2 ______________________________________________________________________________________________ .3 1 0. Esto concuerda con el principio de leChatelier ya que del lado de reactantes se tienen más moles que del lado de productos. K Figura 4. Se puede observar que a 600 K la conversión es menor de 0.3 0.8 0. mientras que a la misma temperatura y 100 atm la conversión rebasa el 0. como se observa en la figura 4.9) Después de hacer simplificaciones y sustituciones se obtiene: x = 1− 1 1 + (1 / 4 * 27 * 4.3.74 Capitulo 4. entre los lechos del catalizador.4 *10 −11 exp(11100 / T ) * P (4. Por esto se opta operar el reactor a alta presión y temperatura media permitiendo el reciclo de los gases no convertidos.30. El equilibrio se favorece a bajas temperaturas sin embargo.1 0 300 P=1 atm P=10 atm P=100 atm X 400 500 600 700 800 900 1000 Temperatura. disminuye al aumentar la temperatura. Ejemplo 5.3. En esta reacción al igual que la reacción de producción del trióxido de azufre. pero la conversión de equilibrio. Una forma de encarar este conflicto es usando reactores con múltiples intercambiadores para enfriar los gases a lo largo del reactor. PM F . Por la presencia de la segunda reacción y la selectividad. Conversión del tolueno de 75 %. C6H5-CH3 + H2 Æ C6H6 + CH4 ______________________________________________________________________________________________ . ¿Por qué se fijan estas condiciones de operación tan severas?. según la figura siguiente. metano y tolueno. una conversión mayor implicaría perdidas de benceno. de velocidad de reacción o de pérdida de reactivos a materiales indeseables? ¿Qué pasa si se opera a menor temperatura y presión? Para dar respuesta a estas interrogantes primero se calcula el balance de materiales en la estructura de reciclo del proceso de acuerdo al diagrama del ejemplo 2. Varias preguntas surgen al ver estas condiciones de operación. 1150 °F. Se usan las reacciones en paralelo y las selectividades para el benceno y el difenilo. Definición de las Condiciones de Operación En el proceso de producción de benceno (C6H6) a partir del tolueno (C6H5-CH3) de acuerdo a las reacciones: C6H5-CH3 + H2 Æ C6H6 + CH4 2 C6H6 ↔ C6H5.4. PH y PD. PM. FM y FT. proporción de hidrógeno a tolueno en la alimentación al reactor es de 5 moles de hidrógeno por mol de tolueno. son cantidades producidas de benceno. Se usa la nomenclatura de Douglas [1].F E M Hidrógeno y metano F T Tolueno Tolueno Reciclo Purga Benceno Difenilo PB Reactor PD Entradas Salidas PB. hidrógeno y difenilo FE. del capitulo 2. PE. metano. ¿Existen limitaciones de equilibrio. por ejemplo. son cantidades alimentadas de hidrógeno.75 Capitulo 4. temperatura de entrada al reactor.C6H5 + H2 Se establecen las condiciones de operación siguientes. temperatura máxima en el reactor 1300 °F y presión de 500 psia. 14) Se calcula el tolueno a la salida del reactor: (1 − 0. Definición de las Condiciones de Operación C6H5-CH3 + ½ H2 ↔ ½ C6H5.95 y PH = fracción mol de H2 en la purga. La cantidad de tolueno no reaccionado se recicla al reactor. La cantidad producida de difenilo es: PD = PB 1 − S 265 1 − 0. se tiene: S1 = PB/FT el cambio de moles del tolueno es PB/S.9694(lbmol ben / lbmol tol ) Δntol = (4.36 lbmol/hr.12) Con las definiciones de selectividad y conversión se obtiene: xi = Δn i entonces. ni0 = Δn prod / Sx 0 ni (4. 0.544 Con x = 0.75 se tiene S = (4. entonces la alimentación fresca al procesos es 273.18 lbmol / hr S 2 0.9694 2 Por un balance de hidrógeno en el proceso se obtiene: y FH F − Δn H = y PH P donde F y P son los flujos de gas en la alimentación y en la purga respectivamente.13) Finalmente: FT = PB 265 = = 364.5 = 91. PB 265 lbmol ben = = 273. además: y FH = fracción mol de H2 en la alimentación.76 Capitulo 4.9694 * = * = 4.9694 FT (1 − 0. S1= ΔnBen//ΔnTol S2= ½ ΔnDif//ΔnTol ξ1= ΔnBen//νBen=(ΔnTol/ νtol)reac 1 ξ2/ξ1 = S2/S1 ξ2= ΔnDif//νDif=ΔnTol/ νtol D ΔnDif = ½ S2 ΔnBen / S1 PB 0.75) * 364.0036 = 1− = 0.36 lbmol / hr S1 0.75)1.75 * 0.4866 lbmol / hr xS1 0.9694 (4.11) Con la selectividad y de acuerdo al benceno producido.C6H5 + CH4 La selectividad par el benceno es S1 y la selectividad para el difenilo es S2 = 1-S1 Se calculan las moles consumidas y producidas Δn en función de las selectividades y del avance de reacción ξ. 0.1 lbmol / hr . PB=265 lbmol/hr.40 ______________________________________________________________________________________________ . 34 2.140 Hf.37 = 0. Definición de las Condiciones de Operación Similarmente se obtiene un balance de metano: (1 − y FH ) F − Δn Met = (1 − y PH ) P Al sustituir los datos se obtiene dos ecuaciones simultáneas: 0.4 1.379 kcal/mol ΔHr.7 lbmol/hr.6 273. metano y tolueno). y la condición de 5 moles de H2 por mol de tolueno.7 298.298 kcal/mol 29.6 P (4.55 364.34 2.0 91.05 F – 273. Con datos del Manual del Ingeniero Químico de R.77 Capitulo 4.818.9 24. se determinan los valores de calor de reacción y constante de equilibrio. lbmol/hr Especies Hidrógeno Metano Benceno Tolueno Difenilo Carga fresca Reciclo Entrada a reactor Salida del reactor Domo del flash Fondo del flash Purga 467.323.298 kcal/mol 11. por lo que no se llega a exceder el límite de 1.1 Flujos alrededor de la estructura de reciclo.5 = y FH F + y PH R de donde.1 4.9 4. R = 3.889 ΔGr. Perry [2].59 lbmol/hr. para la primera reacción.298 = -10.15) Que al resolverlas se obtiene: F = 492.954 1.1 y 48.95 F – 269.18 198.228 0 30.95 265. se tiene: 5 * 364.350.95 265. Tabla 4.1 se resumen los cálculos en la estructura de reciclo.0 91. Tolueno (g) Hidrógeno Benceno (g) Metano Gf.025.298 = -10.549.2 = 0.376.050. considerando que el avance de la segunda reacción es muy pequeño.549.323.019 kcal/mol Ka.5 1.54 2. H.989 -12.298 = 4*107 ______________________________________________________________________________________________ . En la Tabla 4.18 1.64 2.265 °F.300 °F especificado.820 -17.4 P 0.950 0 19. 10. 7.7 Btu/mol°F para el hidrógeno.0 Se calcula la temperatura de salida del reactor por un balance de energía y se determina el valor de 1.5 lbmol/hr y P = 496. (Se usan los valores de Cp constantes. Por un balance en la entrada del reactor. Para reactores tubulares el balance de moles conduce a: FTo dx = −rT dV (4. Las condiciones de alta presión y temperatura pueden relacionarse con la velocidad de reacción. Douglas calcula que la temperatura de salida del reactor. Se observa también que tampoco la temperatura limita el equilibrio ya que la constante de equilibrio es muy grande aun a 1300 °F. Considerando constante el flujo de hidrógeno en el reciclo.21) FTo es el flujo molar a la entrada del reactor.16) (4. rT de acuerdo al libro de Douglas. La reacción se puede considerar de pseudo primer orden y el volumen del reactor se calcula con. El espacio tiempo será: τ= V ln(1 /(1 − x)) = 1/ 2 v0 k * CH (4. por la siguiente expresión de velocidad.3 * 1010 (mol / L) −1 / 2 ( s −1 ) exp ⎢ ⎥ RT ⎣ ⎦ CTol y C H Son las concentraciones de tolueno e hidrógeno respectivamente. V = F0 ln(1 /(1 − x)) 1/ 2 kC H ρ m (4.4( ρ m ) ⎥ pie 3 ⎦ ⎣ 1/ 2 (4. y ρ m es la densidad molar. 1/ 2 − rT = k (T )CTol C H (4. Definición de las Condiciones de Operación Se observa que la reacción es exotérmica por lo que la reacción es menos favorable a altas temperaturas.22) ______________________________________________________________________________________________ .7 ⎠ ⎛ 1 lbmol ⎞⎛ 460 + 32 ⎞⎛ P( psia ) ⎞ (4.19) En donde. usando los flujos de reactivos y productos así como los calores específicos.17) ⎡ − 52.000 cal / mol ⎤ k (T ) = 6.20) C 1/ 2 H ⎡⎛ 1 lb ⎞⎛ 28.78 Capitulo 4.32 L ⎞⎤ ⎟ ⎟ = ⎢⎜ 3 ⎜ ⎟⎜ ⎜ ⎟⎥ ⎣⎝ 454 g ⎠⎝ pie ⎠⎦ 1/ 2 ⎡ lbmol ⎤ ⎢0. ⎟ ρ m= ⎜ ⎟ ⎜ ⎟⎜ ⎜ 359 pie 3 ⎟ ⎟⎜ ⎝ ⎠⎝ 460 + T (º F ) ⎠⎝ 14. de 1265 ºF.18) Considerando que el hidrógeno permanece casi constante entonces CH es constante. 006855 0.75 minutos de permanencia en el reactor para obtener 75 % de conversión.02988125 0.911822 Densidad Molar 0.7042E+12 14526495744 80253011. Para una conversión fija de 0.065559965 T(°F) 800 900 1000 1100 1200 1300 De manera más rigurosa.8− 20 .862953 165. 0 V n P = V zRT En donde: (4. Espacio tiempo.005297 P1=100Psia 1.015891391 P2=300psia 9.1723 5859.007399 0.26) La constante de velocidad especifica expresada en base 10 en vez de base e.005976 0. 400 T ) (4.03699583 0. Tabla 4.23) De acuerdo a Mcketta [3]. 0 n (1 − x)( ) V (4.03427555 0.25) FH .02648565 P3=500psia 55232091287 79580811.79 Capitulo 4.50626 2900.016848703 0.68082E+13 25160628685 139002292.21 1145599.028 y se requiere un tiempo de 2. A menores presiones o temperaturas el tiempo espacial es de meses.9 1984236.020565329 0.461 33318. τ = V/vo (en segundos) Densidad Molar 0.006386 0. se tiene: CTol = CTol .2 Efecto de la presión y la temperatura del reactor sobre el tiempo espacial.o (1 − x) = y C H == FToil .02808117 0.842221 Densidad Molar 0.471 57708.24) (4.005616 0.75 el efecto de la temperatura promedio y la presión sobre el espacio tiempo se ilustra en la Tabla 4.27) ______________________________________________________________________________________________ .03192791 0. 0 − FToil . es: k = 10 (10.022197498 0. Definición de las Condiciones de Operación V y ν 0 son el volumen del reactor y el gasto volumétrico de entrada.2. para un reactor ideal de flujo tapón.0 x n ( ) FTotal .019156745 0. el espacio tiempo se calcula con: x τ= V ν0 = CTolo ∫ 0 dxTol − rT (4. Se observa que a 1200 °F y 500 psia la densidad molar es de aproximadamente 0. 0 FTotal .02162 1674.2122019 8.017928749 0.76 424328. la hidro desintegración del ciclohexano en metano y etileno así como la coquización del metano. La formación de ciclohexano puede resultar en un problema de purificación del benceno ya que tienen puntos de ebullición muy cercanos. por lo que operando debajo de este valor se promueve la formación del benceno. Otra forma de evitar la coquización es con una alta proporción de hidrogeno a tolueno en la alimentación al reactor. Se concluye que.0)*x.28) F1 = F 2 + F 3 ______________________________________________________________________________________________ . por lo que el libro de Douglas propone que esta proporción sea de 5 moles de hidrógeno por mol de tolueno. Definición de las Condiciones de Operación El calor generado por conversión es 2.5 + 1350. se obtienen resultados similares que en la tabla anterior. Con datos de entalpías y energías libres de formación se determina la constante de equilibrio y se determina que a mayor temperatura se desfavorece la formación del ciclohexano.028 lbmol / pie ) Este es un reactor grande de aproximadamente 196 m3. Al probar diferentes temperaturas y presiones en el reactor para una conversión de 75 %. De acuerdo al análisis del proceso del ejemplo 2. El propósito del modelo es representar la separación de una corriente.63 + 2025. Por componente: Global: Fi1 = Fi 2 + Fi 3 (4. por un balance de energía se obtiene que. T = 1664 + 129*x.19*104*(Ftol. 4. El volumen del reactor se calcula de la ecuación 4. De acuerdo a la figura del flash la corriente 2 está en fase vapor mientras que la corriente 3 es líquida.4 a la salida del reactor se tiene un separador de fases del tipo flash.300 °F.5 Condiciones de presión y temperatura en los separadores Para ilustrar estos cálculos se usa el caso de producción de benceno a partir del tolueno. para reducir el tiempo de residencia y por consecuencia el tamaño del reactor se justifica el empleo de temperaturas y presiones altas.23. Estos equipos son tanques cilíndricos que pueden posicionarse en forma 2horizontal o vertical. Otro punto que debe considerarse para determinar estas condiciones severas de T y P es la ocurrencia de reacciones parasitarias como pueden ser la hidrogenación del benceno a ciclohexano. Lo contrario ocurre con la formación de coque al aumentar la temperatura más allá de 1. Balances de materia.75 min)(hr / 60 min) = 6929 pie3 3 (0. menos de dos grados centígrados de diferencia.80 Capitulo 4. V = τ *υ 0 = F0 ρm τ V = (492.95 + 364)(lbmol / hr )(2. de multi componentes en dos corrientes que están en equilibrio termodinámico. zi = Fi1 / F 1 xi = Fi 3 / F 3 yi = Fi 2 / F 2 (4. P resultan cero grados de libertad. F 3 Líquido.4 Diagrama de separador de fases tipo flash.31) (4. T y presión. de entrada para los n componentes zi (n-1 valores) y los parámetros temperatura.34) (4. Para el caso de que las fases formen una solución ideal y la separación sea isotérmica. ∑ (K z i ( K i − 1) =0 i − 1)φ + 1 (4. yi . Restricciones. P) 2 (4. ______________________________________________________________________________________________ . .33) i i Se tienen 3n+3 ecuaciones y 4n+5 variables.35) En donde Pi v es la presión de vapor del componente i.29) (4. Al agrupar todas las ecuaciones en una se obtiene el modelo de Rachford Rice. F2/F1 o V/F. se puede usar la ley de Raoult y la ecuación de Antoine: K i = Pi v P log Pi v = Ai − Bi Ci + T (4.81 Capitulo 4. sumas de fracciones molares: ∑z ∑x ∑y i =1 =1 =1 .36) En donde φ es la fracción vaporizada. . V 1 Flash Alimentación.32) (4. Al especificar las variables Fi. Definición de las Condiciones de Operación Relación de equilibrio: Constantes de equilibrio: y i = K i xi K i = K i ( xi . T . L Figura 4.30) Vapor. por lo que la cantidad de benceno que se pierde en la purga es.00699 0.029 lb / pie )(.23509 0 3885.021503 0. en este caso se tiene una cantidad de líquido de 347 lbmol/hr a la salida del tanque.67536 0. Definición de las Condiciones de Operación Esta ecuación no lineal con una incógnita se resuelve con algún método numérico como el de Newton Raphson.01155 y 0. y con una relación de altura a diámetro de 4.25047 0. se emplea un programa de computadora que usa la ecuación de estado de Peng Robinson. Con temperatura de 100 ºF y 465 psia se obtienen los flujos y composiciones de la Tabla 4. La presión no se disminuye tanto para evitar el problema de poner un compresor grande el reciclo y recuperar la presión que se necesita a la entrada del reactor.00799 0. de la misma manera la densidad promedio que se usa es 55.0443 4.1337 pie / gal )(60 min/ hr ) Aquí se usa un peso molecular promedio de 82.4945564 19.61 31. Entre el reactor y el flash debe colocarse un cambiador de calor que reduzca la temperatura del efluente del reactor hasta 100 ºF (38 ºC).6008 Fracción vaporizada =V/F = Las dimensiones del tanque flash se determinan con el volumen de líquido que se procesa.4 L 2. según lo recomienda Walas. Si el tiempo de retención es de 5 minutos. Se prueban varias temperaturas y presiones de operación en el flash.385668 233. La fracción purgada es P/(P+R)= 497/(497+3377) = 0. El costo de esta perdida anual no es muy grande. para el cálculo del equilibrio líquido vapor. y las reglas de mezclado de Van der Walls. se tendrá un espacio líquido de aproximadamente 43. 0.98 kmol/hr.128*31 = 3. Por otro lado no todo es perdido ya que los gases de la purga se usan como combustible en el horno que precalienta la carga al reactor. para obtener el valor de φ .029 lb/pie3. Tabla 4.796.6572 0. Hidrógeno Metano Benceno Tolueno Difenilo z 0. Los flujos de los componentes en las corrientes de salida se calculan con: (1 − φ ) Fi1 Fi = ( K i − 1)φ + 1 2 (4.128.51 2303. que corresponde en galones por minuto a: (347 lbmol / hr )(82.38) Para los cálculos del flash adiabático del proceso de producción de benceno.82 Capitulo 4.3.764915 4 346. se obtiene: ______________________________________________________________________________________________ . 1990.37) Fi 3 = Fi1 − Fi 2 (4.39803 0.796 lb / lbmol ) gal = 65.085 3 3 min (55.9468 10.59289 0.548913 0.05563 0. considerando solamente a los aromáticos. por lo que se puede tolerar.366021 0.0044 0 Total= 0.00109 0 k 56.0118 0. Para un tanque vertical con una altura igual al nivel que ocupa el líquido más 3 veces el diámetro.95566 86.3 Flujos y composiciones alrededor del flash.5 pie3.000945 x 0.9181 F 1549 2323 265 91 4 4232 V 1546.062618 0. 19 y 0.0234 α 8094 1355 1 ______________________________________________________________________________________________ . Se obtiene un diámetro de tanque igual a 3. Definición de las Condiciones de Operación Volumen del tanque: V = πD 2 l 4 donde l es la altura del nivel del líquido.65 m.hervidor > Talimentación > Trocio.condensador > Tburbuja. es necesario eliminarlos en una columna de destilación.85 ºC y una presión de 150 psia. Hay que definir la distribución de los componentes clave.81 pies y la altura de 15.condensador Se procede a hacer el cálculo de punto de roció (Σ y1 / K i = 1) . en el domo de la columna suponiendo que se va a usar en el condensador agua a 25 ºC.4 31. Entonces para una recuperación en el domo de 2. estas relaciones de temperatura se ilustran a continuación: Distribución de temperaturas en el destilador. La idea es obtener la presión de la columna para la cual la temperatura de burbuja del condensador sea igual a la temperatura del agua fría más 10 ºC. aproximadamente 4. empleando la ecuación de estado de Peng Robinson y la regla de mezclado de Van der Walls.83 Capitulo 4. Los valores de composición y volatilidades relativas del domo que se obtienen son: Componente Hidrógeno Metano Benceno Fracción mol.25 pies. El perfil de temperaturas en la columna de destilación va de la más alta en el fondo.hervidor > Tburbuja. CH4 y C6H6. que en este caso se toman como el hidrógeno y el metano. los aromáticos.0227 K 189. se obtiene por prueba y error una temperatura de 33. a la más baja en el domo.7 . para dejar en fase líquida por el fondo. Se supone que nada del tolueno ni difenilo salen por el domo de la columna. denominada columna estabilizadora en la cual se extraen los gases hidrógeno y metano por el domo.5 lbmol/hr. La temperatura más alta corresponde a la temperatura de roció en el rehervidor. Avanzando hacia arriba en la columna la temperatura de la alimentación será menor que la temperatura de roció del hervidor y mayor que la temperatura de roció del condensador. que es mayor a la de burbuja en el rehervidor.1132 0.864 0. Trocio. la cual a su vez es mayor que la temperatura de burbuja en el condensador.49. Se toma como gradiente mínimo de temperatura 10 ºC. Se propone una composición de los claves de 98 % y una mínima pérdida de benceno de 0.5 lbmol/hr de H2. en domo 0. Debido a que en el líquido a la salida del flash se tiene algo de hidrógeno y metano. En este caso se determina la temperatura de la alimentación en el punto de burbuja como ya se menciono antes y a la presión de 150 psia se obtiene 170 ºC.864 / 0. los sufijos LK y HK se refieren a la composición de los componentes claves ligero y pesado respectivamente.41 se obtiene el reflujo mínimo.0012 0. Definición de las Condiciones de Operación Con la misma presión ahora se calcula la temperatura de burbuja (Σ x1 * K i = 1) en el fondo.2669 0.0123 K 33.0012 )] ≈2 ln 1355 * 30. Las volatilidades relativas calculadas se dan en la siguiente tabla. Los valores de composición y volatilidades relativas del fondo que se obtienen son: Componente Metano Benceno Tolueno Difenilo Fracción mol.035 α 30. la composición se determina por diferencia de lo que entra a la columna y sale por el domo.646 0.7196 0. La temperatura de burbuja es 187. q. se obtiene el parámetro θ con la ecuación 4.0227 )(0. ∑⎜ ⎜ (α ⎛ α i xi ⎞ ⎟ =1 − q ⎟ i − θ ) ⎠ A lim entación ⎝ ⎛ α i xi ⎞ ⎟ = Rmin + 1 ⎟ − ) θ i ⎝ ⎠ Domo (4. ______________________________________________________________________________________________ .43 1. El valor de q va de 0 para una condición de alimentación en el punto de roció. Con la ecuación de Fenske se calcula el número mínimo de platos: N min = ln ( x LK / x HK )Domo ( x HK / x LK )Fondo ln (α LK / HK )Pr om [ ] (4. Los componentes clase son el metano y el benceno.84 Capitulo 4.40. Al sustituir los valores se obtiene: N min = ln[(0.40) ∑⎜ ⎜ (α (4.32 ºC.7196 / 0. luego con la ecuación 4.56 ( ) El reflujo mínimo de operación en la columna se determina con las ecuaciones de Underwood dadas a continuación. en fondo 0. a 1 en el punto de burbuja.517 1 Para determinar las dimensiones de la columna primero se calcula el número de platos y el reflujo de operación.41) Al definir la condición térmica de la alimentación.094 0.39) Donde x es la fracción mol. Definición de las Condiciones de Operación Especies Hidrógeno Metano Benceno Tolueno Difenilo Fracc.40.9 42.2503 0.5E-05 2.2 * X ⎠⎝ X ⎠⎦ (4.023 Los componentes clave son el metano es el ligero y el benceno el pesado.4 * X ⎞⎛ X − 1 ⎞⎤ Y = 1 − exp ⎢⎜ ⎟⎜ 0.19E-07 E F θ= 10.43) ______________________________________________________________________________________________ .0115 C α 93.85 Capitulo 4.0115 K 80.0072 0.0197 α 93. marcar “seleccionar valores de” y entrar 0.06932 -0.056 0. Para encontrar el valor de θ se resuelve la ecuación 4.2503 0. se obtiene la siguiente tabla: A 1 2 3 4 5 6 7 8 Hidrógeno Metano (LK) Benceno (HK) Tolueno Difenilo B x 0. Al sustituir el valor de θ=10.31 1 0.056 0. que corresponde a la suma indicada en la ecuación 4.0072 0.00813 0.675 0.0.31 1 0.40 con el Solver de Excel. En la opción “valor de la celda objetivo”.14 0.42) Donde: ⎡⎛ 1 + 54.675 0. Se abre una ventana y en ella seleccionar la “celda objetivo” a la celda D8.023 Suma= D x*α/(α+θ) 0.854 0.41 se obtiene Rmin =1.9 42.075044 -0. Estas restricciones hacen que el valor calculado de θ quede entre los valores: θ ≤ α LK y θ ≥ α HK . En la caja de “sujeto a las siguientes restricciones” entrar las condiciones G6<=D6 y G6>=D7.2 36.5 ⎟⎥ ⎣⎝ 11 + 117.48 0. Mol alimentación 0.44 Para determinar el número actual de platos en la columna se usan las siguientes ecuaciones: N= N min + Y 1− Y (4. en la opción “cambiando las celdas” entrar celda F3 que corresponde al valor de θ.01382 -2.737 en la ecuación 4.737 En el menú de Herramientas del Excel abrir la opción Solver.562 0.562 0. 5 veces el reflujo mínimo.32 De la misma forma se pueden calcular las condiciones de operación en las columnas de benceno y tolueno del proceso.2 a 1.45) Puesto que N = Narriba + Nabajo.005 0. Para simular la planta del proceso de benceno se emplea el simulador PRO/II. ______________________________________________________________________________________________ . Al sustituir los valores en las ecuaciones 4. Especies Hidrógeno Metano Benceno Tolueno Difenilo Temperatura. Los flujos y temperaturas en las corrientes alrededor de la columna estabilizadora se dan en la siguiente tabla: Tabla 4.765 4 170 2. el plato de alimentación será N a lim = 1 + 1 /( N arriba / N abajo ) Para la columna estabilizadora empleando una eficiencia de 70 % por plato da un total de platos actuales de 7 y el plato de alimentación en plato 5.495 19.49 19 0. ºC Alimentación lbmol/hr Destilado lbmol/hr Residuo lbmol/hr 2. el cual se puede redondear a 5 platos.44. 4.33.43 y 4. se obtiene un número de platos igual a 4.86 Capitulo 4.386 233.9 86.956 86. el diagrama de flujo y el balance de materiales se muestra en la figura A30 del Apéndice B.056 0. Definición de las Condiciones de Operación X = R − Rmin R +1 (4.44) Se propone usar una valor de reflujo de operación que va de 1.0 0.0 33. Se tendrá una columna que es prácticamente de rectificación con una zona de agotamiento muy pequeña. Una forma rápida de determinar las condiciones de operación y los balances de materia y energía en los procesos químicos es con la ayuda de un simulador de procesos.85 0.42.386 233. Para determinar el número del plato de alimentación se usa la ecuación de Fenske de la siguiente manera: domo ⎛ x LK ln⎜ ⎜ x a lim = ⎝ LK a lim ⎛ x LK ln⎜ ⎜ x a lim ⎝ HK N arriba N abajo fondo x LK a lim x HK a lim x HK fondo x HK ⎞ ⎟ ⎟ ⎠ ⎞ ⎟ ⎟ ⎠ N (4.4 Flujos alrededor de la columna estabilizadora.765 4 187. Perry. Chemical Processing Handbook. Series in Chemical Engineering. 1997. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook. Green. Séptima edición.87 Capitulo 4. 1. y D. S. Marcel Deckker Inc. Douglas. Butterwoth-Heinmann. 1993. M. 2. W. R. Walas. McKetta. Chemical Process Equipment: Selection and Design.. J. McGraw-Hill. 1990. M. ______________________________________________________________________________________________ . J. New York: McGraw-Hill 1988. H. 4. Conceptual Design of Chemical Processes. Definición de las Condiciones de Operación Referencias. 3.. Definición de las Condiciones de Operación Problemas ______________________________________________________________________________________________ .88 Capitulo 4. ha conducido a la generación de tecnologías para diseño o rediseño de procesos con niveles mínimos de consumo de energía. Análisis térmico en las corrientes de proceso 89 Capitulo 5 Análisis térmico en las corrientes de proceso. En la industria de los procesos químicos la preocupación de eficientar el uso de energía y la reducción de emisiones contaminantes.Capitulo 5. Una de estas tecnologías. es el análisis del punto Pinch que ha impactado en la manera en que se diseñan las redes de cambiadores de calor y por extensión se aplica también al diseño de redes de transferencia de masa. ______________________________________________________________________________________________ . En este capitulo se presentan las bases de esta tecnología para el análisis térmico de las corrientes de proceso y lograr su integración térmica en redes de cambiadores de calor. Como introducción al método se da el siguiente ejemplo. 100° Figura 5.1 Al analizar las corrientes de un proceso alrededor de un reactor. La idea conlleva la preocupación del uso eficiente de la energía y al mismo tiempo reducir las emisiones de gases contaminantes a la atmósfera. es el análisis del punto pinch que ha impactado en la manera en que se diseñan las redes de cambiadores de calor y por extensión se aplica también al diseño de redes de transferencia de masa. con corriente de salida que se enfría de 200 ºC a 100 °C. Pero satisfacer los requerimientos térmicos sólo con servicio es un derroche de energía. En este capitulo se presentan las bases de esta tecnología para el análisis térmico de las corrientes de proceso y definir un diseño del sistema de intercambio de calor y de recuperación energética de la planta. Considere que la diferencia mínima entre las temperaturas de entrada y salida en cada extremo de los cambiadores de calor es de 10 ºC.1 Introducción. Análisis térmico en las corrientes de proceso 5. para después poner un horno a fuego directo y elevar la temperatura de la alimentación hasta la requerida del reactor. F. el cual se estudiara más adelante. ______________________________________________________________________________________________ . En el proceso de obtención de benceno por deshidrogenación del tolueno que se analizo en el capitulo 4. Investíguese la posibilidad de integrar térmicamente estas corrientes para reducir el consumo de energía del vapor y agua de enfriamiento. De esta forma se puede reducir el consumo de energía usando servicios externos. Vapor 200° C Reactor 30° C 200 kW 230° C 200 kW A. Se tienen las siguientes opciones. En la industria de los procesos químicos esta preocupación ha conducido a la generación de tecnologías para diseño o rediseño de procesos con niveles mínimos de consumo de energía. Esta idea de satisfacer las necesidades de calentamiento y enfriamiento de las corrientes de proceso intercambiando calor entre ellas mismas. La corriente de entrada al reactor debe calentarse desde 30ºC hasta 230ºC con un FCp=1 kW/ºC. Se puede emplear un cambiador de calor que combine la carga fresca al reactor con la corriente de salida del reactor. una de estas tecnologías. Esta especificación de diseño se denomina acercamiento máximo entre las corrientes.1 Arreglo de cambiadores de calor sin integración térmica.90 Capitulo 5. Ejemplo5. como se establece en el último nivel de la jerarquía de Douglas. Opción 1: Opción base sin integración térmica: Usa 200 kW de enfriamiento con agua fría y 200 kW de calentamiento con vapor. es la base del diseño de procesos ecoeficientes. se puede usar un horno para calentar la carga al reactor y un enfriador a la salida para reducir la temperatura hasta 100 ºF. Este valor se determina con un procedimiento denominado “Supertargeting”. ΔTmin =10ºC. para ello se usa un calentador con vapor. cuyo producto del flujo por la capacidad calorífica (que no varia con la temperatura) es FCp=2 kW/ºC. en un enfriador con agua. Con la opción 3 se tiene el mínimo consumo de energía por servicios externos de calentamiento con vapor 40 kW y de enfriamiento con agua fría 40 kW. siempre que se tenga un gradiente de temperaturas entre las corrientes.2 Arreglo de cambiadores de calor con integración térmica. Vapor 200° C A. Puesto que el criterio principal para establecer el diseño de los procesos es proponer arreglos de equipos que sean eficientes y económicos. Análisis térmico en las corrientes de proceso 91 Nótese que las cargas térmicas transferidas en cada intercambiador de calor se indican de bajo de los símbolos de cada intercambiador. este es el diseño óptimo. Se hace la integración térmica colocando el cambiador de calor integrado a la salida del reactor. F.3. Al integrar el calor de las corrientes de proceso en un intercambiador de calor a contracorriente. después del enfriador de la figura 5. Integrar el calor de las corrientes de proceso en un intercambiador de calor a contracorriente con una recuperación de 160 kW. se tiene una recuperación de 120 kW entre las corrientes de proceso y solamente se requieren 80 kW de enfriamiento y de calentamiento. El costo anualizado de los procesos es una medida económica simple y conveniente para evaluar alternativas. Figura 5.Capitulo 5. Opción 2. F. es necesario tener un indicador del desempeño económico (rentabilidad) de las alternativas de diseño. Se logra una disminución de 240 kW por uso de energía externa al proceso. opción 3. Una estrategia más compleja sería usar el excedente de calor de la corriente caliente en la corriente fría. ______________________________________________________________________________________________ . antes del enfriador. El diagrama de proceso se muestra en la figura 5. Vapor 200° C Reactor 230° C 40 kW 40 kW 100° C 30° A. opción 2. Opción 3.1. El diagrama de proceso se da en la figura 5. el cual se puede determinar con las gráficas de las curvas compuestas. de tal forma que permita la transferencia de calor de la corriente caliente a la fría.3 Arreglo de cambiadores de calor con integración térmica. 30° C Reactor 230° C 80 kW 80 kW 100° C Figura 5.2. 496 $/106 kJ.5 kW/ºC-m2.92 T C1 T F1 T C2 T F2 ΔT 1 ΔT 2 DT LM Area 160 150 100 250 230 250 150 ______________________________________________________________________________________________ . considérese los siguientes datos. Cagua es el costo del agua de enfriamiento y Qagua es el calor que debe extraerse de la red con agua de enfriamiento. debidos a los requerimientos de calentamiento y de enfriamiento).000 + 700*(Área)0.478 9. Costo del vapor a 260 ºC.3 kW/ºC-m2. Cvapor es el costo del vapor en los calentadores.81 $/106 kJ.1) Donde Cc son los costos de compra de los intercambiadores de calor. Costo de los cambiadores de calor: Costo.1.81 + 0. El costo total anualizado de la red se calcula con: CTA = r (∑ C c ) + C vapor * Qvap + C agua Qagua (5. r es la tasa de retorno anual de la inversión.98 10 70 30. 0. Coeficiente de película.707 m^2 2. sin incluir costos de instalación y otros costos asociados) y los costos variables (costos por operación del proceso.1 se tiene el siguiente costo de operación. Opción 1 Q 80 120 80 200 20 160 40 30 180 120 147. El total de costos fijos se calcula con la suma de los costos individuales de cada cambiador de calor en la red. Análisis térmico en las corrientes de proceso El costo anualizado se determina con los costos fijos (costos de compra de los intercambiadores de calor de la red.54 9071. Coeficiente de película.7 $ / año (2. se pueden obtener los valores mínimos de los costos de operación así como una estimación de los costos fijos (por concepto del número de unidades de intercambio de calor y su área).92 Capitulo 5.65 El coeficiente de película en cambiadores de calor con corrientes de proceso es 0. Costo del agua fría a 20 ºC. Sin haber realizado el diseño detallado de la estructura de la red. Con el objeto de comparar económicamente las opciones de diseño del ejemplo 5. h = 0. ⎡ 200 kW 1 kJ $ 3600 s 24 hr 350 día ⎤ ⎢ ⎥ = 19. En la opción base del ejemplo 5. Considérese que la planta opera 350 días al año.56 8051.834 20 100 49. 2.8 kW/ºC-m2.994.496) 1 kW − s kJ hr día año ⎥ ⎢ ⎣ ⎦ Los cálculos de costos fijos en la opción 1 y 2 se resumen en las siguientes tablas: Costo de cambiadores de calor de la opción 1. Costo de operación o gastos variables = costo de calentamiento + costo de enfriamiento. h = 0.231 $ Costo 7262. $ = 6. Qvapor es el calor de calentamiento necesario en la red.73 5. La característica que distingue a las corrientes calientes de las frías es que las calientes inician en un valor alto de temperatura y terminan en un valor menor. F*Cp.57 4. Se observa que con la opción 2 la inversión en la compra de los cambiadores de calor se puede amortizar en casi año y medio considerando el ahorro por concepto de disminución en el consumo de energía en los servicios de calentamiento y enfriamiento. es decir el producto del flujo másico por la capacidad calorífica del fluido en la corriente. Se usa este parámetro como indicador de la rentabilidad de la inversión al proponer las opciones de diseño 1 y 2. 5. Cuando el flujo térmico de las corrientes. se obtienen líneas rectas.666 84.36 7154.88 3998. es constante. Opción Base 1 2 Cambiadores 2 3 3 24386.76 1. formada con la unión de las corrientes frías). también se conoce como acercamiento máximo entre las curvas.7 7997. es decir empiezan en un valor bajo de temperatura y terminan en un valor mayor. las frías es al revés.54 T C1 T F1 T C2 T F2 ΔT 1 ΔT 2 DT LM Area En la siguiente tabla se comparan los valores de periodo de recuperación de la inversión (ROI) para cada opción (se considera una tasa de retorno unitaria).013 2. Análisis térmico en las corrientes de proceso 93 Costo de los cambiadores de calor de la opción 2. formada con la unión de las corrientes calientes) y la otra las demandas de calor en el proceso (curva compuesta fría. ______________________________________________________________________________________________ .159 $ Costo 7600. Opción 2 Q 40 160 40 250 190 250 230 200 120 90 30 120 100 30 20 60 110 90 20 90 80 36.4055488 Ahorro. ΔTmin.94 11996. Por otro lado se tendrá una disminución en las emisiones contaminantes al reducir el consumo de combustibles para la producción de vapor y de las emisiones en la torre de enfriamiento para tratar el agua fría.0327068 15995.902 m^2 3. Se trazan en un diagrama de temperatura contra la entalpía. diagrama T-H. Las curvas compuestas son dos. La separación vertical menor entre las dos curvas es definida por la diferencia mínima de temperatura permitida. Esto es sin considerar los costos de mantenimiento y depreciación ni el valor de reventa de los cambiadores de calor.93 7727. Esto último corresponde a un ahorro en el costo social de la empresa.82 2.$ ROI/año El ahorro se calcula con la diferencia de los costos fijos de la opción base menos los de las otras opciones.4.822 Costo fijo Gasto variable 19994. El grado en el cual las curvas se sobreponen es una medida del potencial de recuperación de calor.41 99. como se muestra en la figura 5.2 Las curvas compuestas Para determinar la meta de mínima consumo de energía se usan las curvas compuestas.018 22482.Capitulo 5. El punto en donde se encuentra esta separación se conoce como pinch o punto pinch. la primera representa la disponibilidad de calor en el proceso (curva compuesta caliente. 4 se muestran dos regiones posibles de intercambio térmico. ver Figura 5. La región horizontal en que las curvas se sobreponen corresponde a la máxima recuperación de energía entre las corrientes calientes y frías del proceso. no fácilmente apreciable. el servicio de calentamiento mínimo. En las curvas compuestas se puede observar que cuando el ΔTmin se reduce. el punto en el que puede haber transmisión de calor es de 160 ºC para la temperatura caliente y de 150 ºC para la temperatura fría.4. Debido a la especificación de diseño ΔTmin=10 ºC.4 Diagrama de las cuevas compuestas. Para el diseño de la red de cambiadores de calor esto representa una ventaja.5 se observa un traslape de las curvas. Así. ya que se divide el problema en dos. Para la opción 2. Los valores de consumo mínimo de servicios se obtienen con las curvas compuestas. es que se aumenta el área de transferencia de calor requerida y por lo tanto el costo de los equipos. En la figura 5.1 es muy fácil ya que sólo se tienen dos corrientes de proceso. abajo del pinch.94 Capitulo 5. En el extremo derecho de las curvas se determina el calentamiento mínimo mientras que el enfriamiento mínimo se obtiene en el extremo izquierdo. mientras que el enfriamiento debe ubicarse en las temperaturas más bajas. Nótese que se adopta la convención de asignar entalpía cero a ______________________________________________________________________________________________ . en la gráfica de la figura 5. La construcción de estas curvas para el proceso del ejemplo 5. antes de que se crucen existe la posibilidad de que la caliente transmita calor a la corriente fría. midiendo las regiones de entalpías en que las curvas no se traslapan. el diseño de la red arriba del pinch y otro diseño. si se requiere. La región de entalpía por arriba de estos valores de temperatura corresponde a los valores de energía que deben suministrarse con servicios. Análisis térmico en las corrientes de proceso Servicios de calentamiento Temperatura Punto Pinch ΔTmin Servicios de enfriamiento Entalpía. una caliente que va de 200 ºC a 100 ºC y una fría que va de 30 ºC a 230 ºC. Una arriba del pinch y otro abajo del pinch. debe ubicarse en la región de temperaturas más altas del diagrama. ΔH=FCp * ΔT Figura 5. Un inconveniente con esta reducción. se disminuyen los requerimientos de cargas de calentamiento y de enfriamiento con servicios. independiente del primero. kW Calor Integrado Temperatura. Bajo la opción 3 se trata de evitar el cruce de las corrientes fría y caliente en el diagrama T-H. El sector horizontal en que se sobreponen las curvas es el máximo de calor transferido entre las corrientes. Deberá desplazarse. Análisis térmico en las corrientes de proceso 95 la correspondiente a la menor temperatura de la corriente fría y la mayor temperatura de la corriente caliente. sin modificar su pendiente. Como se muestra en la figura 5. 250 Calor Integrado 200 Temperatura. la curva de la corriente fría hasta que se tenga una separación mínima de 10ºC que corresponde al ΔTmin. ºC 150 100 50 0 0 50 100 150 Entalpia. 250 200 150 100 50 0 0 50 100 150 200 250 Entalpia. El punto pinch se ubica en la temperatura de 190 °C para la corriente caliente y de 200 °C para la corriente fría. La carga de calentamiento en la corriente fría es de 40 kW y es igual a la carga de ______________________________________________________________________________________________ . Nótese que al desplazar horizontalmente cualquier segmento de recta mantiene constante su temperatura y su entalpía.6 Gráfica de las curvas compuestas de la opción 3. En el pinch se tiene la distancia mínima vertical entre las curvas e igual a ΔTmin.Capitulo 5. ºC Calor con servicios Figura 5. hacia la derecha. Al deslizar horizontalmente la curva fría.5 Gráfica de las curvas compuestas de la opción 2. cambia el calor transferido. Las gráficas de las curvas compuestas permiten visualizar las transferencias de calor entre las corrientes calientes y frías. Puesto que solamente se tendrán intercambios viables o posibles entre las corrientes cuando la corriente fría quede por debajo de la caliente. kW 200 250 300 Calentamiento Enfriamiento Figura 5.6. 0 3. estos casos se conocen como problemas de umbral. Existirán procesos en los que sólo se requiere uno de los servicios.8. como se muestra en la Figura 5.1 Datos de las corrientes del ejemplo 5. En este proceso ya se tiene una recuperación del calor excedente del reactor. en el que se tienen un reactor y un destilador.96 Capitulo 5.1.0 3. El valor de acercamiento mínimo de temperaturas es ΔTmin = 10 °C. Con los datos de las corrientes se determina el FCp.7.6 ilustra un diseño en el cual se colocan el enfriador en el extremo frío de la corriente caliente y el calentador en el extremo caliente de la corriente fría.0 5. Para extraer los datos de las corrientes a integrar se eliminan los cambiadores de calor. Ejemplo 5.0 ΔH(kW) 240 100 270 270 80º 60º 150 40º 100 kW 30 kW 170 kW Reciclo Producto 30º Alimentación 240 kW Reactor 110 Destilador 100 Efluente Reactor 130 ______________________________________________________________________________________________ . La figura 5. En este diseño solo se calienta en el extremo de temperaturas mayores y se enfría en el extremo de temperaturas menores.2 Para ilustrar la construcción de las curvas compuestas se usan los datos del proceso de la figura 5. al integrar las corrientes del efluente del reactor con el reciclo.2 Corriente Alimentación Efluente Reactor Reciclo Producto Tipo Fría (F1) Caliente (C1) Fría (F2) Caliente (C2) Tinicial(°C) 30 100 60 130 Tfinal(°C) 110 80 150 40 FCp (kW/°C) 3. Se tienen dos corrientes calientes y dos frías. ya sea el de calentamiento o el de enfriamiento solamente. los valores se muestran en la Tabla 5. Tabla 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso enfriamiento en la corriente caliente. Capitulo 5.5 = 95 130 . 115. Análisis térmico en las corrientes de proceso 97 Figura 5. como se muestra a continuación. Para las corrientes del ejemplo 5. Para facilitar el trazado de las gráficas se recomienda ajustar 8las temperaturas del proceso.7 Diagrama de un proceso con dos corrientes calientes y dos frías.2 con la corrientes a calentar y a enfriar. de las temperaturas frías y sustrayendo de las temperaturas calientes el valor ΔTmin/2. 75.5 = 35 110 + 5 = 115 150 + 5 = 155 La lista ordenada de temperaturas ajustadas.8 Diagrama de proceso del ejemplo 5. así que sólo se incluye una vez. Primero se clasifican las corrientes de proceso de acuerdo a sus requerimientos energéticos. como frías y calientes. las diferencias de temperaturas y se identifican los segmentos dentro de los intervalos que abarcan cada corriente. que corresponde a las temperaturas de los intervalos es: 155. agregando a todas las temperaturas iniciales y finales. 95.5 = 75 40 .5 = 125 30 + 5 = 35 60 + 5 = 65 Tsalida 80 . 65. Las temperaturas de esta lista definen los intervalos de temperaturas del problema. 60º 150º 270 kW 80º 30º Alimentación 40º 240 kW 110º Reciclo Destilador Reactor 100 kW Producto 100º 270 kW 130º Efluente Reactor Figura 5. 125.2 las temperaturas ajustadas son: Corriente C1 C2 F1 F2 Tentrada 100 . Se forma una tabla inicialmente con los valores de temperatura de los intervalos. Ordenar las temperaturas ajustadas desde la mayor hasta la menor y remover de la lista ordenada aquellas temperaturas que se repiten. 35 Nótese que la temperatura 35 se repite dos veces. ______________________________________________________________________________________________ . 3 1 2 3 4 5 6 7 T 155 125 115 95 75 65 35 FCp ΔT 30 10 20 20 10 30 C1 C2 F1 F2 90 30 60 60 30 3.0 30 60 60 30 90 3.0 F2 3.2. Por ejemplo el calor de la corriente C2 en el intervalo 3 es 3. Se colocan los valores de FCp en la última hilera para facilitar los cálculos. kW/ºC C1 5. columna 4 última fila.2. En la tabla se calculan directamente multiplicando el valor de ΔT en el intervalo i. hilera 3. ΣQcal y las frías. respectivamente en los intervalos a partir del último intervalo.2 1 2 3 4 5 6 7 T 155 125 115 95 75 65 35 FCp ΔT 30 10 20 20 10 30 C1 C2 F1 F2 90 30 60 60 30 3.0 F1 3.98 Capitulo 5.0 ΣQcal 0 30 60 160 30 90 ΔHcal 370 340 280 120 90 ΣQfria 90 30 120 120 60 90 ΔHfria 510 420 390 270 150 90 100 5. ΔHfria y ΔHcal. es decir de la temperatura más baja.0 ______________________________________________________________________________________________ . Ver Tabla 5.0 Se calculan las entalpías acumuladas de las corrientes frías y calientes.2 Cálculos de flujos de calor del ejemplo 5.0 60 60 30 90 3. Tabla 5.0 30 60 60 30 90 3. °C 155 125 115 95 75 65 35 Corriente FCp. con el FCp de la corriente. Análisis térmico en las corrientes de proceso T. ver Tabla 5.3.0 ΣQcal 0 30 60 160 30 90 ΔHcal ΣQfria 90 30 120 120 60 90 ΔHfria 100 5.0*10 = 30 kW. Tabla 5.0 C2 3.0 60 60 30 90 3. A continuación se calculan las sumas de los calores en cada intervalo para las corrientes calientes.0 En vez de las flechas se pueden colocar los valores de calor en los intervalos para cada corriente. según los segmentos que abarcan desde la temperatura mayor a la menor. ΣQfria ver Tabla 5. Curvas compuestas 160 140 120 100 80 60 40 20 0 0 100 200 300 Entalpia. lo cual se puede hacer en el programa Excel sumándole incrementos pequeños a los valores de ΔHfria. Análisis térmico en las corrientes de proceso 99 Estos valores son las entalpías para formar las curvas compuestas. Finalmente se obtiene la gráfica de la figura 5. Al desplazar la curva compuesta fría hasta la mínima distancia vertical con la curva caliente sea igual a 10 ºC. Valores de entalpía para la curva compuesta caliente.9. Temperatura Entalpía 40 0 70 90 80 120 100 280 120 340 130 370 Valores de entalpía para la curva compuesta fría Temperatura Entalpía 30 0 60 90 70 150 90 270 110 390 120 420 150 510 Las curvas compuestas se grafican en la figura 5. El enfriamiento mínimo requerido es de Qenf(min) =10 kW y el calentamiento mínimo requerido se calcula con la diferencia de los últimos valores entalpía en las curvas compuestas menos Qenf(min).9 Curvas compuestas del ejemplo 5.10. ºC . en donde se puede observar que las temperaturas del punto pinch son 100 ºC para la curva caliente y 90 ºC para la curva fría.2 sin ajustar la curva compuesta fría.Capitulo 5. ______________________________________________________________________________________________ Temperatura. es decir Qcal(min) = (510-370)+10= 150 kW. kW 400 500 600 Figura 5. La curva compuesta caliente se obtiene con los valores de ΔHcal y las temperaturas de los intervalos pero corrigiendo los valores agregándoles el ΔTmin/2. La curva compuesta fría se obtiene con los valores de ΔHfria a las temperaturas de esta curva se les resta el valor ΔTmin/2. Se puede calcular el número mínimo de cambiadores de calor. a saber.100 Capitulo 5. de las corrientes calientes a las frías. contando el número de corrientes situadas tanto arriba del pinch como abajo del pinch. La primera ley provee los medios para calcular los flujos de calor en los cambiadores de calor. las de calentamiento arriba del pinch y las de enfriamiento abajo del pinch. se puede determinar con los valores de curva caliente o la fría. Se deriva de los principios fundamentales de la termodinámica. Análisis térmico en las corrientes de proceso Curvas Compuestas Qcal=150 kW 160 140 120 100 80 60 40 20 0 0 Temperatura (°C) Curva caliente Curva Fría Pinch Qenf=10 kW 100 200 300 Entalpia (kW) 400 500 600 Figura 5.2. las corrientes de servicio.10. así. N min = (corrientes arriba del pinch − 1) + (corrientes abajo del pinch − 1) (5. 370 – 10 = 360 kW.3 El método Pinch El método de pinch o método de punto de pliegue fue creado por Linnhoff y Flower [1]. Con la curva fría será el valor de ΔHfria a la más alta temperatura de las corrientes frías menos el enfriamiento mínimo. 510 – 150 = 360 kW. Si se usa la curva caliente se usara el valor de ΔHcal menos calentamiento mínimo. El punto en las corrientes de la red de ______________________________________________________________________________________________ . en este ejemplo es 150 – 10 = 140 kW. Una formula aproximada para determinar el número mínimo de cambiadores de calor en una red fue propuesta pr Hohmann [4]. que corresponde a la máxima recuperación de energía en el sistema. entre las corrientes que deben calentarse con aquellas que deben enfriarse. La diferencia de las entalpías de los servicios (Qcal – Qenf) siempre debe ser igual a la diferencia total de las entalpías de las corrientes calientes y frías. El objetivo es obtener una integración térmica. Curvas compuestas del problema del ejemplo 5. es decir. Nmin a partir de la gráfica de curvas compuestas.2) En esta ecuación se consideran además de las corrientes de proceso. La cantidad de calor integrado. siempre que exista un gradiente de temperaturas suficiente para permitir la transferencia de calor. la primera y segunda ley. de combinaciones viables. Nmin = (número de corrientes + número de servicios enfriamiento y calentamiento) -1 5. entonces. La segunda ley fija la dirección de los flujos de calor. . 5. Se usan reglas heurísticas para proponer encuentros viables entre las corrientes frías y las calientes. La estimación de estos costos se puede hacer sin haber realizado el diseño detallado de la red de intercambio térmico.. Para mejorar la integración térmica de procesos existentes se procede de la siguiente manera. tanto de uso de energía como de capital de acuerdo al área de los cambiadores de calor. El arreglo de cambiadores de calor que se obtiene con las combinaciones de las corrientes calientes y frías se conoce como red de intercambiadores de calor. principalmente aquellas con lazos de calor entre varios cambiadores de calor.Selección del valor adecuado para el Δtmin 4. 3) Etapa de mejoramiento: Modificación de redes de intercambio. 2) El costo mínimo por concepto de unidades de intercambio de calor y el transferencia de calor. además de.Capitulo 5.Construcción y análisis de la Tabla Problema. 1) Etapa de análisis: se busca determinar la ubicación del punto pinch y los requerimientos mínimos de servicios de calentamiento y de enfriamiento. Se determina también el número mínimo de cambiadores de calor requeridos..Extracción de datos termodinámicos de corrientes de proceso y servicio 3. Etapa de síntesis y 3.Construcción de las curvas compuestas y de la gran curva compuesta 6. área de Estas predicciones se consideran como objetivos o metas de diseño.Rediseño de la Red de Intercambio de Calor ______________________________________________________________________________________________ . 1.. Análisis térmico en las corrientes de proceso 101 cambiadores de calor en donde ocurre el mínimo acercamiento entre las temperaturas de las corrientes calientes y frías es referido como punto pinch.. Etapa de análisis. El método pinch para el diseño de redes de cambiadores de calor se efectúa en tres etapas: 1. Con estos se puede determinar los costos de operación y los costos fijos. Esto constituye la mayor ventaja del método Pinch. 2. 2) Etapa de síntesis de la red de intercambiadores de calor. Con ello se puede determinar los costos mínimos.. Etapa de mejoramiento de la red.Identificación de las corrientes frías y calientes 2. El método Predice 1) El mínimo consumo de servicios de vapor para calentamiento y de agua fría para el enfriamiento. remover de la lista ordenada aquellas temperaturas que se repiten. Ordenar las temperaturas ajustadas desde la mayor hasta la menor. Regla 1. 2. para alcanzar la meta de mínimo uso de servicios de calentamiento y de enfriamiento. en cada intervalo. por ejemplo.2 se ilustro el uso de las curvas compuestas para encontrar la ubicación del pinch y los requerimientos de calentamiento y enfriamiento mínimos. Se puede determinar el valor óptimo del ΔTmin al probar varios valores y encontrar el que minimice los costos de operación de la red de intercambiadores de calor y los costos de inversión de los equipos. El método pinch propone tres reglas conocidas como las reglas de oro del análisis pinch. Esto se hace igual que el procedimiento para la construcción de las curvas compuestas. Esto se obtiene sustrayendo la entalpía requerida para calentar las corrientes frías de la entalpía requerida para enfriar las corrientes calientes.1 y 5. caliente y fría. de las corrientes frías y sustrayendo de las calientes el valor ΔTmin/2 . Regla 2. A continuación se presenta el procedimiento de la tabla problema que no usa gráficas para determinar los objetivos de análisis pinch. Cada par de temperaturas de esta lista definen los intervalos de temperaturas del problema. 5. La violación a alguna de ellas dará como resultado un requerimiento de energía mayor a la meta mínima. En la literatura se recomiendan valores de delta T mínimo. Ajustar las temperaturas. Abajo del pinch no debe usarse servicios de calentamiento. A través del pinch no debe transferirse calor. Se requieren como datos para cada corriente. para procesos petroquímicos se recomiendan valores en el intervalo de 10 a 30°C mientras que para procesos criogénicos se recomiendan valores en el intervalo de 3 a 6°C. con el procedimiento de supertargeting que más adelante se describe. las temperaturas requeridas y disponibles y el ΔTmin. Lo cual es equivalente a lograr la máxima integración térmica entre las corrientes de proceso [3]. En los ejemplos 5. los valores promedio del calor específico (Cp). Arriba del pinch no debe usarse servicios de enfriamiento. Se supone que los valores de Cp y F son constantes en las temperaturas consideradas. ______________________________________________________________________________________________ . Las etapas del algoritmo se dan a continuación [2].4 El algoritmo de la Tabla Problema Es un procedimiento para determinar la ubicación del punto pinch y los valores de las cargas de calentamiento y de enfriamiento. agregando a todas las temperaturas iniciales y finales. Regla 3. En cualquier caso debe determinarse un valor de ΔTmin óptimo de acuerdo a las características de las corrientes a integrar térmicamente. Determinar las corrientes presentes en cada intervalo de temperatura y calcular el balance de calor Qib de cada intervalo. Este valor ΔTmin representa una restricción en la proposición de encuentros viables entre las corrientes calientes y las frías. los flujos másicos (F). 1. para convertirlas a temperaturas de intervalos.102 Capitulo 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso Por requerimientos de diseño debe fijarse un valor mínimo de diferencia entre las temperaturas de las corrientes de entrada y salida en cada extremo de los intercambiadores de calor. La columna de calor residual Qio puede mostrar algunos valores negativos.5) En algunos procesos no se presentan valores de Qio negativos. además Tsup. El primer valor de calor residual es Qo = 0 . No debe haber ningún valor de Qio negativo. por lo que no habrá necesidad de calcular la columna de calor residual ajustado. al presentarse un flujo de calor de una temperatura menor a otra mayor. que corresponde a una cascada de energía mínima. La forma de registrar los cálculos es en una tabla en la cual la primera columna corresponde al i-ésimo número de intervalo.i y Tinf. en la columna siguiente se anotan los valores calculados de calor por intervalos de cada corriente. Estos corresponden con los puntos de máxima aproximación de las curvas compuestas. Para corregir esto se identifica el intervalo con el valor de Qio menor y el absoluto de este valor se asigna al intervalo cero de una nueva columna denominada calor residual ajustado o corregido. 5. Qib luego el calor residual de cada intervalo Qio . Este déficit puede ser cubierto con el suministro de calor desde servicios externos o aprovechar la cascada de calor y proveer el calor con el excedente de intervalos superiores. Análisis térmico en las corrientes de proceso 103 Qib = ∑ QiCalientes − ∑ QiFrías mi ⎛ ni ⎞ ⎜ Q = ⎜ ∑ FCp k − ∑ FCp j ⎟ ⎟(Tsup.i ) j =1 ⎝ k =1 ⎠ b i (5. i + 1: Qi° = Qi°−1 + Qib (5. de la siguiente manera.3.i corresponden a las temperaturas superior e inferior del intervalo. Las temperaturas en ese punto corresponden a: ______________________________________________________________________________________________ . que representan un déficit de calor. El punto o puntos pinch se ubican en los intervalos que resulten con valores de calor residual ajustado iguales a cero.3) y el calor residual o que sale Qi° que pasa por el efecto de cascada al intervalo siguiente.Capitulo 5. o 4.4) En donde los subíndices j y k cuentan sobre las mi corrientes frías y ni corrientes calientes en el intervalo i.i − Tinf. o Qo (ajustado) = Qio (mínimo) Los valores de los intervalos en las hileras de la primera a la última se calculan con la ecuación 5. la segunda corresponde a las temperaturas ajustadas. la tercera a la diferencia de temperaturas de intervalos adyacentes. ya que esto representa una violación a la segunda ley de la termodinámica. Qio (ajustado) = Qi0−1 (ajustado) + Qib (5. a la izquierda de las flechas se indican las temperaturas de los intervalos y a la derecha se muestran los calores residuales normal y ajustado. Como se había mencionado. Q o n (ajustado). 7. si se requiere. En el interior de las cajas se indica el resultado del balance de calor en cada intervalo de temperaturas.4 cuando se identifican valores negativos de Qio se ajustan los valores como se indica en la figura 5. Calentamiento mínimo requerido = Qcal(min) = Q o o (ajustado) y el enfriamiento mínimo requerido = Qenf(min) = Q o n (ajustado). ______________________________________________________________________________________________ . Análisis térmico en las corrientes de proceso pinch T fria = Ti pinch − ΔTmin / 2 pinch Tcaliente = Ti pinch + ΔTmin / 2 (5. en las curvas compuestas. Qio (ajustado). es la suma del calor que entra a la caja más el calor en la caja.104 Capitulo 5. por lo que no se requiere determinar los valores de cascada ajustados. el servicio de calentamiento. ver figura 5. El algoritmo concluye definiendo las cargas térmicas de calentamiento requerido que corresponde al valor de Q o o (ajustado) de la primera fila de la columna de cascada de energía mínima y el enfriamiento requerido que corresponde al calor residual ajustado de la última fila.11.7) Ha de notarse que en los problemas de umbral. De acuerdo a la ecuación 5. es decir.11 El valor Qio (ajustado) de salida de cualquier caja (intervalo de temperatura). debe ubicarse en la región de más alta temperatura (primer intervalo de la tabla problema) mientras que el enfriamiento debe ubicarse en las temperaturas más bajas (último intervalo de la tabla problema) El efecto de la cascada de calor que se propaga de las temperaturas altas a las temperaturas bajas se ilustra mejor con un dibujo de cajas conectadas en serie por flechas en dirección de arriba hacia abajo. no hay valores negativos en la columna de valores de calor de cascada. aquellos en los que no se requiere uno de los servicios de calentamiento o de enfriamiento.6) (5. Así. 11 Cascada de calor en los intervalos de temperaturas. ya que se tiene un signo negativo.5 En la columna de balance de calor por intervalos.2 1 2 3 4 5 6 7 T 155 125 115 95 75 65 35 FCp ΔT 30 10 20 20 10 30 C1 C2 F1 F2 90 30 60 60 30 3.5 Tabla Problema del ejemplo 5.0 ______________________________________________________________________________________________ .Capitulo 5.0 60 60 30 90 3. Con los datos del ejemplo 5. Qb se puede ver que en el primer intervalo se tiene un déficit de 90 kW. pero la idea es aprovechar el calor excedente de unos intervalos con el déficit que exista en otros intervalos. Tabla 5. mientras que en el cuarto intervalo se tiene un excedente de 40 kW. Análisis térmico en las corrientes de proceso 105 T0 Q1b 0 Q0 (ajustado) T1 b Q2 Q10 (ajustado ) T2 0 Q2 (ajustado ) b Qn −1 b Qn Tn 0 Qn (ajustado) Figura 5.0 ΣQcal 0 30 60 160 30 90 ΔHcal 370 340 280 120 90 ΣQfria 90 30 120 120 60 90 ΔHfria 520 430 400 280 160 100 10 Qb 0 -90 0 -60 40 -30 0 Q0 0 -90 -90 -150 -110 -140 -140 Q0ajust 150 60 60 0 40 10 10 100 5. de la cascada no ajustada. Agregando una cantidad de calor conveniente en el primer intervalo el calor excedente pasara.0 30 60 60 30 90 3.2 se construye la Tabla Problema como se muestra en la Tabla 5. Estos requerimientos térmicos pueden suministrarse con servicios de calentamiento y de enfriamiento. a otros intervalos inferiores. por que aparece con signo positivo. por el efecto de cascada. La diferencia de las entalpías de los servicios (Qcal – Qenf) siempre debe ser igual a la diferencia total de las entalpías de las corrientes calientes y frías. Este valor debe corroborarse como el valor de Qo del último intervalo. En el primer 0 0 0 = Q0 + Qmás intervalo se tiene: Qajustado negativo = 0 + − 150 = 150 . sin haber hecho el diseño de la red de cambiadores de calor.106 Capitulo 5.5 El procedimiento de Supertargeting En los procedimientos del análisis Pinch con las curvas compuestas y la Tabla Problema. para el calentamiento y el enfriamiento. Parte del análisis Pinch trata con la determinación del número mínimo de cambiadores de calor y el área mínima requerida en los cambiadores de calor. es decir toca al eje vertical. es decir las temperaturas del pinch y los valores de energía. etc. Se deduce que el valor del punto pinch se ubica en la temperatura de intervalo igual a 95°C. como se muestra en la figura 5. También se menciono que el valor de ΔTmin es una especificación de diseño que se toma como una ______________________________________________________________________________________________ . El punto pinch se distingue porque en el la curva tiene una valor de entalpía igual a cero. en ambos métodos se determina la ubicación del punto pinch. Estos son conocidos como metas del método pinch o Targeting en ingles. se obtiene una curva denominada la gran curva compuesta. ajustados. Esta curva tiene una importante utilidad para la definición de la ubicación de los servicios en los intervalos de temperatura. respectivamente. mínimas requeridas. empieza con el absoluto del valor más negativo de la columna de calores residuales. Cuando se grafican los valores de calores de la cascada. Se aprecia que a altas temperaturas la energía de calentamiento requerido se lee en el eje horizontal desde el inicio hasta el punto en que inicia la curva. y corresponde a la distancia horizontal en el eje de entalpía desde el origen hasta este punto. como se mostrara más adelante. lo cual corresponde a las temperaturas de 100°C para las corrientes calientes y la temperatura pinch de las temperaturas frías es 90°C. contra las temperaturas de los intervalos. Las cargas térmicas de calentamiento y enfriamiento mínimo son Qcal(min) = 150 kW y Qenf(min) = 10 kW.12 Gran curva compuesta del problema del ejemplo 5.12. 5.2 El calor de enfriamiento se puede observar en el punto en que la curva termina a la menor temperatura. Análisis térmico en las corrientes de proceso En la tabla problema los cálculos de la última columna. la de calores residuales ajustados. Gran curva compuesta 180 160 140 120 100 80 60 40 20 0 0 Qcal=150 kW Temperatura (°C) Pinch Qenf=10 kW 50 100 Entalpia (kW) 150 200 Figura 5. lo que en general se deberá a que en ese punto comienza o finaliza una corriente. $ 28000 26000 24000 22000 20000 0 5 10 15 20 25 30 35 DTm in Figura 5. Un valor aproximado del área de los cambiadores de calor se puede determinar con las curvas compuestas cuando se divide en varias regiones el área de traslape de las curvas calientes y frías. el procedimiento para obtenerlo se conoce como Supertargeting y se describe a continuación.13 Determinación del ΔTmin óptimo. Cada intervalo de entalpía comienza y finaliza en los puntos en los que cambia la pendiente de la curva caliente o fría. Nótese que las regiones de las áreas quedan definidas por intervalos de entalpías. Análisis térmico en las corrientes de proceso 107 restricción para el apareamiento de los cambiadores de calor en la red. como en la gráfica de la figura 5.Capitulo 5. se puede determinar un valor óptimo del ΔTmin usando las curvas compuestas.13. como las regiones de la figura 5.14. T e m p e r a t u r a A6 A5 A4 A3 A2 A1 Entalpía ______________________________________________________________________________________________ . Pues bien. se grafican los costos contra el ΔTmin y el valor en el que se tengan los costos mínimos se determina el valor óptimo de ΔTmin. La idea es probar diferentes valores de ΔTmin y calcular los costos anualizados de la red. 34000 32000 30000 Costo. 8. b y c son parámetros de la correlación.8) El área Ai de cada región esta limitada por las temperaturas extremas. incluyendo los servicios.14 Segmentos de área entre las curvas compuestas. calientes y frías. del intervalo de entalpía j. Análisis térmico en las corrientes de proceso Figura 5. ______________________________________________________________________________________________ . T e m p e r a t u r a (5. en donde hj corresponde a los valores de los coeficientes de película de las corrientes.15. El costo de los cambiadores de calor suele determinarse mediante una correlación en función del área de intercambio de calor. En cada región participan un cierto número de corrientes calientes y frías. Los valores 1 y 2 se toman en los extremos de las corrientes del segmento considerado en las curvas compuestas. de la forma siguiente: Costo = a + b * A c Las constantes a.10) 2 T2 1 T1 t1 Entalpía Ai t2 (a) (b) Figura 5. y el valor de ΔTln se determina con la ecuación: ΔTln (i ) = (T2 − t 2 ) − (T1 − t1 ) ln[(T2 − t 2 ) /(T1 − t1 )] (5.108 Capitulo 5. A. Cada una intercambia una cantidad de calor Qj que se incluye en la ecuación 5.9) Las temperaturas T1 y T2 corresponden a las temperaturas de la corriente caliente y las temperaturas t1 y t2 son las de la corriente fría. El área de las regiones se determina con la ecuación: 1 ⎡ No de corrientes Q j ⎤ Ai = ⎢ ∑ ⎥ ΔTln (i ) ⎣ hj ⎦ j =1 ⎢ ⎥ (5. supuestamente deben corresponder a los extremos de una cambiador de calor como se aprecia en la figura 5.15 Temperaturas en los extremos de (a) las curvas compuestas y (b) un cambiador de calor. ______________________________________________________________________________________________ .16 Gráfica de las curvas compuestas del ejemplo 5.3 Considere inicialmente ΔTmin = 10 K y el costo anualizado de cambiadores = 1000 (A)0.3.6. el enfriamiento mínimo requerido es: 2100 kW Tabla 5.16.Capitulo 5. Corriente T-entrada T-salida FCp h (K) (K) (kW/K) (kW/m2K) C1 650 370 10 1 C2 590 370 20 1 F1 410 650 15 1 F2 350 500 13 1 Vapor 680 680 5 Agua 300 320 1 Costo ($/kW-año) 85 15 Se construye la gráfica de curvas compuestas de la figura 5. en dólares.6.6 Datos del ejemplo 5. Con los datos de la Tabla 5.3. Análisis térmico en las corrientes de proceso 109 Para ilustrar el método se aplica a un conjunto de corrientes de un proceso.3 Ejemplo 5. para estimar el área de los cambiadores de calor y el costo total anual de la red. con los siguientes datos del ejemplo 5. kW Figura 5. El calentamiento mínimo requerido es: 450 kW. área en m2 . con los siguientes datos. Las temperaturas del punto pinch son 580 y 590 K. datos de curva compuesta caliente DT Entalpia 0 0 7200 60 600 6600 6600 0 220 T-fria 350 410 500 650 Datos de curva compuesta fría DT Entalpia 0 0 2100 900 3000 60 2520 5520 90 150 2250 7770 T-cal 650 590 370 700 650 600 Temperatura. K 550 500 450 400 350 300 0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000 8000 2 Entalpia. K 550 T=? f T=? 500 450 T=? e d 500 400 370 350 410 c 350 320 300 0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000 8000 Entalpia. Qi 0 2100 2100 3000 5520 6600 7320 7770 T-fria 300 320 350 410 500 580 TF5=? 650 Tcaliente 370 TC1=? TC1=? TC2=? TC3=? 590 650 680 700 680 650 T=? h 680 650 g 590 T=? 600 Temperatura. Análisis térmico en las corrientes de proceso Se definen las regiones de transferencia de calor entre las curvas compuestas indicando las temperaturas entre los segmentos de las curvas. kW Figura 5. TC 5 − TC 0 TC 5 − TC1 = (5.11) Q5 − Q0 Q5 − Q1 Se forma la siguiente tabla con los datos conocidos en las regiones. Los valores de los calores en las regiones de las curvas y algunas de las temperaturas tendrán que calcularse. Las temperaturas no conocidas se estiman por interpolación conociendo los calores y las temperaturas adyacentes. por ejemplo la temperatura caliente de la primera región se determina con la siguiente ecuación.110 Capitulo 5. ______________________________________________________________________________________________ .17.17 Regiones en los intervalos de entalpía de las curvas compuestas del ejemplo 5.3. como en la figura 5. 66 52.547.20 43. esto es mejor hacerlo en una tabla con Excel.48 hi = 1 1 1 1 5 1 total = 337.57 C1.85 18.94 24.28 Tabla 5.20 Costo ($) 9852.48 12.908.20 43.C2.8 Cálculos para obtener el ΔTln Contribuciones a Q de las corrientes Corrientes C1 C2 F1 F2 Vapor Agua Sum(qi/hi) A(m2) C1.F2 840 1680 1350 1170 5040 95.04 $ 65.28 C1.C2.77 95.8.28 21.9. como la Tabla 5.12) Después de calcular las temperaturas desconocidas se calculan las diferencias de temperatura en cada región y las medias logarítmicas.Capitulo 5.F2 260 520 780 1560 21.8 30.20 C1.10 se obtiene: TC1 = 590 − 590 − 370 (6600 − 2100) = 440 6600 − 0 (5.70 4.538.9 y el área total.342.F1 400 800 1200 2400 96. como en la siguiente tabla: Región 1 2 3 4 5 6 Total = Área (m2) 45.20 región 1 2 3 4 5 6 DTLN 92.Agua 700 1400 2100 4200 45.92 12. región 1 2 3 4 5 6 Q 2100 3000 5520 6600 7320 7770 T1f 300 350 410 500 580 620 T1C 370 440 466 550 590 680 T2F 320 410 500 580 620 650 T2C 440 466 550 590 650 680 DT1 70 90 56 50 10 60 DT2 120 56 50 10 30 30 ΔTln 92.14 1538. Tabla 5.92 F1.C2.94 24.F1. Análisis térmico en las corrientes de proceso 111 Al sustituir los datos conocidos en la ecuación de interpolación 5.C2.6 ______________________________________________________________________________________________ .85 18.vapor 450 450 540 12.48 337.76 71. Otra vez se usa una tabla en Excel.76 71.20 96. con la ecuación 5.7 Cálculos para obtener el ΔTln.28 A continuación se calculan los costos por regiones. según se indica en la Tabla 5.44 6349.7 Después se calculan las áreas por regiones. con la ecuación 5.66 52.57 65.F1 600 600 1200 65.77 C1. en las curvas que puede dar lugar a una identificación errónea del punto pinch.100 kW)(15 $/kW) = $ 69. Los datos son: Tabla 5. verticalmente.4 Corriente Temperatura inicial. Luego se agrega otra corriente caliente que va desde la temperatura de salida del anterior hasta la temperatura del líquido subenfriado.6 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso El costo estimado de los cambiadores de calor: $ 65. Las corrientes frías están discontinuas en sus temperaturas. La curva gran compuesta y las curvas compuestas se muestran a continuación en las gráficas 5. Lo particular de una de las corrientes calientes es que empieza en un valor como vapor sobrecalentado.19.9 Datos del ejemplo 5.4 Trazar las curvas compuestas para el siguiente caso en el que intercambian calor dos corrientes calientes con dos frías.18 y 5. Este caso es muy particular ya que se presenta un distanciamiento.538. Esta corriente caliente debe considerarse como si fueran tres corrientes calientes. kW/K 5 10 1000 18 8 15 Al aplicar el algoritmo de la Tabla Problema se obtienen dos puntos pinch en las temperaturas de intervalos una en 395 K y la otra de 375 K. ______________________________________________________________________________________________ .288. K 325 375 374 330 350 460 FCp. Ejemplo 5. pasa a condensarse y llega hasta un valor de temperatura como líquido subenfriado. respectivamente. El calentamiento mínimo es de 800 kW y el enfriamiento de 1797 kW.750 Que sumados dan un costo total anualizado de $ 135. para un ΔTmin de 10 K. La primera de la temperatura de sobrecalentamiento hasta la temperatura de condensación. K C1 450 C2-1 400 C2-2 375 C2-3 374 F1 310 F2 370 Temperatura final.112 Capitulo 5.6 El costo de los servicios de calentamiento y de enfriamiento es (450 kW)(85 $/kW) + ( (2. Otra que va de la temperatura de condensación hasta una valor ligeramente menor para que el calor con que contribuye esta corriente corresponda al calor latente.6 Casos especiales de curvas compuestas Uno de los casos poco frecuentes en la construcción de las curvas compuestas es el de curvas discontinuas. 0 400. kW 3000 4000 Figura 5.0 250.4 Curvas compuestas 500. ºC 300. Análisis térmico en las corrientes de proceso 113 Curva Gran Compuesta 500.0 400.18 Curvas compuestas del ejemplo 5.0 50.4 ______________________________________________________________________________________________ .18 Curva gran compuesta del ejemplo 5.0 0 1000 2000 Entalpía.0 150.0 350.0 0 500 1000 Entalpía.0 450.0 450.0 200.0 0.0 200.0 0.0 250. kW 1500 2000 Figura 5. ºC 300.0 Temperatura.0 350.0 50.0 150.Capitulo 5.0 Temperatura.0 100.0 100. esto también es común en la construcción de las curvas compuestas.5 Construcción de la curva Grand compuesta con dos puntos pinch.4 se determinan dos puntos pinch.114 Capitulo 5.20. kW/ºC T inicial. El siguiente ejemplo muestra el caso de dos puntos pinch en las curvas compuestas. C2 0 0 3 3 3 3 3 0 FCp F1 0 0 0 2 2 2 2 0 Balance Cascada de calor Cascada Corregida F2 0 2 2 2 2 2 0 0 DT 0 20 20 20 20 10 30 0 de calor 0 -40 20 -20 80 -10 30 0 Q total = 0 -40 -20 -40 40 30 60 60 60 40 0 20 0 80 70 100 100 En la gráfica de la figura 5. Corriente FCP. ºC T inic ajust T final ajust C1 C2 F1 F2 5 3 2 2 100 140 30 60 80 40 110 150 caliente caliente fria fria 95 135 35 65 75 35 115 155 Q-Total= Q 100 300 -160 -180 60 Los resultados el algoritmo de la Tabla Problema se muestran a continuación. ºC T final. la curva Grand compuesta muestra que los puntos pinch ocurren en las temperaturas de los intervalos de 135 ºC para el primer pinch y de 95 ºC para el segundo pinch. Intervalo 0 1 2 3 4 5 6 7 8 Ti 155 135 115 95 75 65 35 #N/A #N/A C1 0 0 0 0 5 0 0 0 Corrientes. ______________________________________________________________________________________________ . Ejemplo 5. Considere los siguientes datos para un valor de ΔTmin de 10 ºC. En la curva fría se observa que en la temperatura de 350 K tiene un segmento vertical hasta la temperatura de 370 K lo que muestra una discontinuidad de las corrientes en este segmento. Análisis térmico en las corrientes de proceso En la gráfica de las curvas compuestas se observa que la curva caliente se hace horizontal en la temperatura de condensación de la corriente caliente C2. En el ejemplo 5. se pueden definir los niveles de temperatura de los servicios a emplear.5 con dos puntos pinch. para extraer el calor de las corrientes de 65 a 35 ºC se debe usar agua fría a una temperatura menor de 25 ºC. esto permite ajustar adecuadamente la carga térmica (cantidad) de los servicios y su nivel de temperatura (calidad) para evitar su degradación prematura al utilizar gradientes de temperatura excesivos entre servicios y proceso. por lo que el suministro de agua de enfriamiento por arriba de esta zona no necesariamente debe ser a la más baja temperatura. Cuando se presentan casos de corrientes con zonas de autosuficiencia en la curva Gran compuesta.6 Temperatura Datos de las corrientes para el ejemplo 5. ya sea arriba o abajo del punto pinch. Es decir. kW/ºC T inicial.5 7. Pero para extraer el calor de las corrientes calientes de la temperatura de 75 ºC al punto pinch podría usarse agua fría con temperatura menor a 75 ºC y no de 25 ºC. ºC T final.20 Curva Gran compuesta para el ejemplo 5. Ejemplo 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso 115 Curva Grand Compuesta 180 160 140 120 100 80 60 40 20 0 0 20 40 60 Entalpia 80 100 120 Figura 5. La gran curva compuesta es una herramienta que sirve para identificar no únicamente la cantidad de energía que requiere el proceso sino para identificar también los niveles de temperatura en que se necesita la energía. que no necesariamente corresponden a los niveles de temperaturas más alto o más bajo. Otro caso común es caso de umbral.Capitulo 5. ºC T inic ajust T final ajust C1 C2 F1 F2 4. Los datos del siguiente ejemplo ilustran este caso. zona sombreada. Puede observarse que en el tramo de temperaturas de 65 a 75. En este no se tiene uno de los servicios de calentamiento o de enfriamiento. existe una zona de autosuficiencia entre las corrientes.6 Corriente FCP.5 6 9 150 90 25 60 60 60 100 150 caliente caliente fria fria 145 85 30 65 55 55 105 155 Q-Total= Q 405 225 -450 -810 -630 ______________________________________________________________________________________________ . 6. 1978. B. ______________________________________________________________________________________________ .5 0 0 FCp C2 0 0 0 0 7. kW Figura 5. Flower.116 Capitulo 5.21 muestra las curvas compuestas. y J. por lo que se tiene un umbral en la parte de bajas temperaturas.5 0 0 Balance Cascada de calor Cascada Corregida Intervalo 0 1 2 3 4 5 6 7 8 Ti 155 145 105 85 65 55 30 #N/A #N/A F1 0 0 0 6 6 6 6 0 F2 0 9 9 9 9 0 0 0 DT 0 10 40 20 20 10 25 0 de calor 0 0 -90 -90 -180 -270 -210 -480 -60 -540 60 -480 -150 -630 0 -630 Q total = -630 630 540 360 150 90 150 0 0 Se observa que el problema no requiere entalpía de enfriamiento. el número de intercambios y su área mínima así como la identificación del valor óptimo de ΔTmin por una simple búsqueda del menor valor del costo total anualizado. caso de umbral y sin pinch. C1 0 0 4. AICHE J.R.5 4.642.5 4. Análisis térmico en las corrientes de proceso Al aplicar el algoritmo de la Tabla Problema a estos datos se obtiene: Corrientes. La figura 5. niveles de temperatura de los servicios. 24: 633 .5 7. sin haber realizado el diseño detallado del arreglo de cambiadores de calor. C 80 40 0 0 500 1000 1500 Entalpia. 160 120 Temperatura.21 Curvas compuestas del ejemplo 5.5 4. Synthesis of heat exchanger networks I: Systematic generation of energy optimal networks. Además en este ejemplo. Referencias [1] Linnhoff. no se tiene punto pinch. Se concluye este capitulo resaltando la ventaja de calcular las metas correspondientes de necesidades de calentamiento y enfriamiento. Capitulo 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso 117 [2] Smith G. y A. Patel. Step by Step through the Pinch. The Chemical Engineer. 6-31. Nov. 1987. [3] Linnhoff, B. Pinch Analysis- A state of the Art- Overview. Trans. IChemE., 71 (a), 503, 1993. [4] Hohmann E. C., "Optimum Networks for Heat Exchange", Ph. D. Thesis, Chemical Engineering, University of Southern California, Los Angeles, CA, 1971. ______________________________________________________________________________________________ 118 Capitulo 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso Problemas 1. En el diagrama del proceso siguiente se usan servicios de vapor y de agua fría para satisfacer las necesidades de enfriamiento y de calentamiento. a) Construya la gráfica de las curvas compuestas. b) Con la cascada de calor determine las temperaturas del punto pinch y las cantidades mínimas de calentamiento y de enfriamiento. c) Construya la curva Grand compuesta. d) Determine la cantidad de calor que se puede integrar entre las corrientes del proceso. Nota: En las curvas indique claramente la ubicación y valores del punto pinch así como el calentamiento y enfriamiento mínimos requeridos. e) Con la tabla problema determine las temperaturas del punto pinch y las cantidades mínimas de calentamiento y de enfriamiento. Use un acercamiento entre las temperaturas de los cambiadores de calor ΔTmin = 10 °F T=60 T=205 Q=2900 Nota. T: °F Q: Btu/hr T=180 T=270 Q=1980 T=160 Q=1800 Reactor T=120 Columna de destilación Q=12,320 T=422 T=70 2.- En el siguiente diagrama de proceso se usan servicios de vapor y agua fría para satisfacer las necesidades de enfriamiento y calentamiento. Por aplicación del análisis Pinch determine con la tabla problema las temperaturas del punto pinch y las cantidades mínimas requeridas de enfriamiento y calentamiento. Use un acercamiento entre las corrientes de los cambiadores de calor ΔTmin=10°C. Corriente 1 2 3 4 5 6 T °C 60 100 90 70 120 100 Flujo, kmol 10 10 2 2 10 10 Cp, kW/kmol-°C 0.1 0.1 1.0 1.0 0.1 0.1 ______________________________________________________________________________________________ Capitulo 5. Análisis térmico en las corrientes de proceso 119 3 4 1 2 Reactor 5 6 3. En un proceso se tiene el siguiente arreglo de cambiadores de calor. Con la tabla problema del método Pinch determine las temperaturas del punto pinch y las cantidades mínimas requeridas de enfriamiento y calentamiento. Use ΔTmin=10°C. vapor 350 ºF 4000Btu/h 2000Btu/h 270 ºF 1750Btu/h 200 ºF 1000Btu/h 160 ºF 1000Btu/h 120 ºF 250 ºF 350 ºF vapor 200 ºF A. F. 140 ºF 180ºC A. F. 850 Btu/h 246 ºF 1650 Btu/h 280 ºF 310 ºF 180º F 200º F 300Btu/h A. F. 4. En la siguiente tabla de datos de corrientes de proceso determine para un valor ΔTmin = 16 °C: las temperaturas del punto pinch y los valores de calentamiento y enfriamiento mínimos requeridos, construya las curvas compuestas y la curva Grand compuesta. Corriente T-inicial, °C 1 2 3 4 260 130 45 90 T-final, °C 95 80 250 200 FCp, kW/°C 4.5 7.0 4.5 4.0 ______________________________________________________________________________________________ Análisis térmico en las corrientes de proceso ______________________________________________________________________________________________ .120 Capitulo 5. Capitulo 6. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 121 Capitulo 6 Diseño de redes de cambiadores de calor Una vez que se han definido los subsistemas de reacción y de separación de acuerdo a los niveles de jerarquía de Douglas. ______________________________________________________________________________________________ . Queda el problema de definir el sistema de intercambio térmico que ha de ajustarse a los requerimientos de energía según lo demanden las condiciones de operación de los subsistemas de reacción y separación. El diseño del subsistema de intercambio térmico en el proceso queda definido por un arreglo de equipos que se denomina red de cambiadores de calor. El diseño de la red de cambiadores de calor es el tema que trata este capitulo. también sienta las bases para el diseño del arreglo de cambiadores de calor entre las corrientes de proceso y los servicios de calentamiento y enfriamiento. Al dividir el diagrama verticalmente en dos. Una forma para elaborar el diseño de la red de cambiadores de calor es usando un diagrama denominado diagrama de malla o diagrama de reja. del ejemplo 6. representadas por flechas y sus apareamientos en cambiadores de calor representados por círculos. como se indica en la figura 6. se pueden hacer dos diseños uno arriba del pinch y otro abajo del pinch. los que siguen una metodología combinatoria [2] y el método Pinch [3].1 Introducción. 6.1 ______________________________________________________________________________________________ .1. Dividir el diagrama de reja en las temperaturas del punto pinch.1 Ejemplo 6.2 Construcción del diagrama de malla 1. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 6. T-inicial T-final 1 FCp Corrientes Calientes T-inicial 2 FCp T-final T-final 3 FCp T-inicial Corrientes Frías T-inicial T-final 4 FCp Figura 6. Escribir el valor del FCp de cada corriente debajo de estos cuadritos. que en el dibujo quedaría uno a la izquierda y otro a la derecha del punto pinch.1 Diagrama de reja. Para ilustrar el procedimiento de diseño en el diagrama de reja se usan los siguientes datos de corrientes de proceso. 2. Se ponen flechas para las corrientes calientes en la parte superior del diagrama. Por esta razón al punto pinch también se le conoce como punto de división. Es un arreglo conveniente de flechas y círculos en el que se indican los intercambios de calor entre las corrientes. Escribir en los extremos de las corrientes las temperaturas inicial y final.122 Capitulo 6. con una línea vertical indicando los valores de estas temperaturas. Las flechas de las corrientes frías se ponen en la parte inferior en dirección contraria. La identificación de la corriente se pone en un cuadrito justo donde inicia la flecha de la corriente. El procedimiento para su construcción es muy simple y se describe a continuación. Existen varios procedimientos para la síntesis de redes de cambiadores de calor. El método Pinch además de proveer el análisis térmico en las corrientes de proceso. con dirección de izquierda a derecha. los que sólo se apoyan en el uso de reglas heurísticas [1]. arriba de la línea la temperatura del pinch de las corrientes calientes y abajo la temperatura del pinch de las frías. 1. Tabla 6.1 Corriente 1 2 3 4 T-inicial. a la izquierda la entalpía para el segmento de la corriente arriba del pinch y a la derecha de la flecha la entalpía para el segmento abajo del pinch. deben intercambiara con una que sale. es decir.5 2 5 Con el algoritmo de la Tabla Problema se obtiene: Requerimientos de servicios: Qcal.0 pinch T fría = 70º C pinch Tcaliente = 80º C ΔHabajo 70 60ºC 140ºC 30ºC 2 1.2 Diagrama de reja del ejemplo 6. 4.1 Todas las corrientes que entran al pinch. calientes por arriba. Ver figura 6. el número de corrientes que sale debe ser igual o mayor que el de las que entran. kW/°C 3. Si no fuera así se debe dividir corrientes salientes hasta que se cumpla. frías por abajo. 3. ______________________________________________________________________________________________ . °C 180 140 45 70 T-final.5 115ºC 45ºC 3 2. Calcular las entalpías de las corrientes tanto arriba del punto pinch como abajo.5 90 90 450 160ºC 70ºC 4 5.5 1. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 123 Para un proceso con dos corrientes calientes y dos frías.1 para un Δtmin = 10 ºC.°C 60 30 115 160 FCp.Capitulo 6. escribir estos valores en los extremos de las flechas. Empezar el diseño proponiendo intercambios arriba del punto pinch.0 75 50 0 Figura 6.2 ΔHarriba 180ºC 350 1 3.2.min= 100 kW Punto Pinch: T-cal del Pinch = 80 ºC Qenfr. haga el diseño de la red de intercambiadores de calor con los datos de la tabla 6.min= 95 kW T-fría del Pinch= 70 ºC El diagrama de reja inicial para estos datos se muestra en la figura 6. 4. 3.2) Esto se refiere a la comparación de los flujos térmicos de las corrientes alrededor del pinch.5 4 5.5 4 3 2 1. FCp corriente de salida ≥ FCpcorriente de entrada (6.1 los valores de energía que pueden transferirse entre los apareamientos viables se tienen: combinación 1-4. Q = 90 kW. De esta forma se identifican todos los pares de intercambios en el punto pinch que cumplen las restricciones impuestas por las reglas del Cp y de la marcas. Los otros intercambios definen diferentes alternativas de diseño. Esta es condición para no violar la restricción de ΔTmin. Si esto no se cumple se debe dividir la corriente que entra al pinch. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor Numcorriente de salida ≥ Numcorriente de entrada (6.2. 5. Q = 90 kW y combinación 24. Es decir aquellas que tengan una mayor entalpía. Q = 350 kW. para obtener una red de máxima energía recuperada.1 se tiene los siguientes pares de intercambios viables arriba del punto pinch: Corrientes calientes Número FCp Corrientes frías Número 3 1 3.0 Combinación viable Combinación viable La combinación 2-1 es inadmisible no cumple la regla del Cp. ver figura 6. de la corriente que sale del pinch debe ser igual o mayor al de la corriente entrante que intercambia con ella. conocida como regla del Cp. a la corriente que agoto su entalpía. colocándose un cambiador de calor entre estas corrientes en el diagrama de reja. Se busca que las corrientes agoten toda su energía con un mínimo de combinaciones posibles. FCp. Para los datos del ejemplo 6.124 Capitulo 6. De esta forma se comparan por pares las corrientes calientes con las frías y se debe dar preferencia a los apareamientos en cambiadores de calor que cumplan la condición 6. Entre las corrientes que cumplan la regla del Cp. ______________________________________________________________________________________________ .1) 4. Se prefiere la combinación 1-4 ya que transfiere la mayor cantidad de calor en comparación con los otros pares de corrientes viables. combinación 2-3. se le coloca una marca en la flecha de la corriente. elegir aquellas que puedan transferir la mayor carga térmica.0 2. A esto se le conoce como la regla de las marcas o regla del Tick off en ingles.0 5. En el ejemplo 6.2 El flujo entálpico.0 Combinación viable FCp 2. Cuando se ha apareado una corriente caliente con una fría a través de un cambiador de calor. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 125 6.5 2 1. Por un balance de calor se calculan las temperaturas de salida de las corrientes. ΔHarriba 350 90 90 160ºC 450 1 350kW 1 3. Q1 = 350 = (FCp)cal(180-80) =(FCp)fría(T-70). uno sobre la corriente caliente y otro en la corriente fría. 7. Se comprueba que la diferencia de temperaturas en el extremo caliente del cambiador de calor sea mayor o igual que el ΔTmin. con dos círculos. Q1= 350 T=? 180ºC 80ºC 180º Q1= 350 70ºC 80ºC T= ? 70ºC (a) (b) Figura 6. En la figura 6. en este caso.5 arriba del pinch. Para las corrientes del ejemplo 6.0 4 5.5 Diseño arriba del pinch 180ºC 140ºC 1 Tpinch=80ºC 3 2. Indicar la cantidad de calor transferida abajo del círculo inferior.0 Tpinch=70ºC Figura 6.3 Primera combinación de corrientes arriba del pinch. ΔT = (180 – 140) ºC = 40 ºC > ΔTmin = 10 ºC. siendo el más usado el de círculos. ______________________________________________________________________________________________ . Un intercambiador de calor se representa.Capitulo 6. Se despeja T y da 140 ºC. (b) con círculos. (a) con rectángulos.4 Representaciones de los cambiadores de calor. Algunas corrientes frías no se agotaran y estas son las que requieren servicios de calentamiento. unidos por una línea vertical. en el diagrama.1 se obtiene el diseño de la figura 6. se presentan dos dibujos diferentes para representar los cambiadores de calor.4. Continuar aplicando los pasos 4 y 5 hasta que todas las corrientes arriba del pinch se agoten. 126 Capitulo 6. ______________________________________________________________________________________________ . El diseño final de la red de cambiadores de calor en el diagrama de reja se muestra en la figura 6. Comprobar que se cumplen las metas del análisis pinch que corresponde a los requerimientos mínimos de energía por servicios de calentamiento y enfriamiento.6. y que se cumplen las reglas de oro del análisis pinch: Regla 1. se prevé evitar los cruzamientos de corrientes al aparear una corriente caliente de arriba del pinch con una fría de abajo del pinch. Arriba del pinch no debe usarse servicios de enfriamiento. por lo que deba dividirse alguna corriente hasta que las reglas se cumplan y proceder con los apareamientos. estos casos se analizan más adelante. En la regla 1. 180ºC 1 3. o una corriente fría de arriba del pinch con una caliente de abajo del pinch. Regla 3. A través del pinch no debe transferirse calor. Abajo del pinch no debe usarse servicios de calentamiento.1 Repetir el procedimiento colocando los cambiadores de calor abajo del pinch. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor Arriba del pinch el calentamiento requerido de la corriente 4 se provee con un tercer cambiador de 100 kW que usualmente usa vapor (servicios externos).5 115ºC 160ºC 2 90kW 1 140ºC 100kW 350kW 3 2.0 3 4 5. Esto ya se había previsto en el análisis pinch con la tabla problema.0 140ºC 2 1 Figura 6.5 2 1. Regla 2. Existirán casos en que no se puedan aplicar las reglas del Cp y la de las marcas en un conjunto de corrientes de proceso.5 Diseño arriba del pinch para las corrientes del ejemplo 6. 6 Diagrama de reja con el diseño final de las corrientes del ejemplo 6.7 Diagrama de la red de cambiadores de calor del ejemplo 6. la corriente caliente en una dirección y la fría en dirección transversal.1 ______________________________________________________________________________________________ .Capitulo 6.0 Figura 6.1 6. 1 180 ºC 160 ºC 140 ºC Q3=100 kW 2 140 ºC 180 ºC 70 ºC Q1=350 kW 3 115 ºC 70 ºC Q2=90 kW 45 ºC Q4=50 kW 4 180 ºC 180 ºC Q6=75 kW Q5=20 kW 30 ºC 60 ºC Figura 6.3b.7. como en la figura 6. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 127 1 3. el diagrama de la red de cambiadores de calor del ejemplo 6. es decir perpendicular a la línea de la corriente caliente.5 180ºC 1 2 1.3 La red de cambiadores de calor El diseño de la red de cambiadores de calor final se construye uniendo.5 140ºC 115ºC 2 160ºC 3 100kW 90kW 140ºC 1 350kW 4 5. para cada cambiador.0 2 4 5 60ºC 20kW 6 45ºC 50kW 30ºC 75kW 4 3 2.1 se muestra en la figura 6. 5 Rompimiento de Lazos ______________________________________________________________________________________________ . Corriente 1 2 3 Tentrada(°C) 225 300 400 Tsalida(°C) 375 450 250 FCp (kW/°C) 3 4 6 Las temperaturas del punto pinch son 320 ºC y 300 ºC para las corrientes calientes y frías respectivamente. para este ejemplo la división adecuada es en 4 y 2 kW/ºC. 320 ºC FCp=4 400ºC 382.3ºC 225ºC 450 ºC 280 kW 65 kW 160 kW 380ºC 225 kW 320 kW 300 ºC Figura 6.8 Diagrama de reja del ejemplo 6. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 6. El siguiente ejemplo ilustra este caso.5ºC FCp 250ºC FCp=2 195 kW 6 3 4 375ºC 353. puede haber necesidad de dividir corrientes para hacer las combinaciones viables de las corrientes en los cambiadores de calor. diséñese la red de cambiadores de calor para estas corrientes. por lo que ha de dividirse la corriente caliente arriba del pinch.4 División de corrientes Como se anticipa en el paso 4 del procedimiento para la construcción del diagrama de reja. con un ΔTmin de 20 ºC. Ejemplo 6.2 Los datos de las corrientes de un proceso son los siguientes. con división de corrientes.8. El problema es encontrar en que proporción debe dividirse la corriente que tiene FCp = 6 kW/ºC para que se combine con las dos frías.2. La entalpía de calentamiento es 345 kW y la de enfriamiento es 195 kW. El diagrama de reja final se muestra en la figura 6. Al aplicar las reglas del número de corrientes y del Cp arriba del pinch. 6. se observa que no se cumpla la regla del Cp.128 Capitulo 6. Corriente 1 2 3 4 Tentrada(°C) 170 150 20 80 Tsalida(°C) 60 30 135 140 FCp (kW/°C) 3 1. ______________________________________________________________________________________________ . 4. 3. Recalcular las temperaturas de salida.5 2 4 3 I-2 2 2 90 kW 3 240 kW 4 30ºC 20ºC I-3 1 20 kW 80ºC Calor integrado = 510 – 60 = 450 kw con 6 intercambiadores En la red de intercambio térmico se aprecia mejor el lazo.Capitulo 6. Identificar los lazos de calor 2. identificar corrientes que violen el ΔTmin. 90 ºC I-1 170ºC 150ºC 135ºC 140ºC 1 2 I-4 4 I-5 5 4 90 kW 30 kW 5 60ºC I-6 6 60 kW 3 FCp 3 1. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 129 Un lazo o anillo de calor se presenta en una red de cambiadores de calor cuando a partir de la corriente del extremo de un cambiador y siguiendo las corrientes con las que intercambia calor. El procedimiento es el siguiente: 1. Combinar las cargas de calor de dos cambiadores en el lazo de calor. se retorna a la misma corriente. El objetivo del rompimiento de lazos de calor es evitar que perturbaciones en unas corrientes se propaguen a través de la red. eliminando el de menor cantidad de calor y distribuyendo su carga en los otros cambiadores. Estas rutas se pueden usar para remediar el cruce de temperaturas o la violación del ΔTmin Para ilustrar el rompimiento de lazos el procedimiento se aplica a los siguientes datos de corrientes de proceso para un ΔTmin de 10 ºC. Buscar una ruta de calor en la que se pueda relajar la violación del ΔTmin y compensar las cargas térmicas en los cambiadores de calor de la ruta para ajustar las temperaturas Una ruta o senda de calor ocurre cuando dos corrientes en un intercambiador de calor la fría tiene servicios de calentamiento y la caliente de enfriamiento.5 2 4 El diseño de la red en el diagrama de reja es. 5 2 4 3 I-2 2 2 90 kW 3 240 kW 4 30ºC 20ºC I-3 1 20 kW 60 kW 5 4 90 kW 30 kW 80ºC El traslado del calor de un cambiador a otro en lado opuesto del pinch altera las temperaturas intermedias. Pasar los 30 kW de I-5 a I-2 90 ºC I-1 170ºC 150ºC 135ºC 140ºC 1 2 I-4 4 I-5 5 60ºC I-6 6 3 FCp 3 1.130 Capitulo 6. ______________________________________________________________________________________________ . Al recalcular las temperaturas alrededor del nuevo cambiador estas violan el ΔTmin. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 1 170ºC 140ºC 240 kW 80ºC 90 ºC 4 2 150ºC 80ºC 90 kW 20 kW 135ºC 90 kW 60ºC 30 kW 20ºC 3 60 kW 30ºC Se pasa la carga del cambiador I-5 al I-2. 5 kW 90 ºC I-1 170ºC 150ºC 135ºC 140ºC 1 2 I-4 4 60ºC I-6 6 60-X 4 90 kW 3 3 I-2 2 2 120-X 3 240 kW 4 30ºC 20ºC I-3 1 20+X Ruta de calor 80ºC El diagrama de reja final es: 90 ºC I-1 170ºC 150ºC 135ºC 1 2 I-4 4 60ºC I-6 6 67.5 kW 4 90 kW 3 3 I-2 2 2 112. se ajusta su carga restándole X cantidad de calor para que la temperatura de salida sea 75 °C Se obtiene Q = 120 – X = 1.5*(150-75) D X= 7.Capitulo 6. que tiene enfriamiento y la 3 que tiene calentamiento. Para evitar la violación al ΔTmin en el extremo frío del cambiador 2. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 131 Violan el ΔTmin I-1 170ºC 150ºC 135ºC 140ºC 1 2 90 ºC I-4 4 70ºC 65ºC 60ºC I-6 6 60 kW 4 90 kW 4 3 3 I-2 2 2 120 kW 3 240 kW 30ºC 20ºC I-3 1 20 kW 80ºC Se observa que hay una ruta de calor entre la corriente 2.5 kW 3 240 kW 4 30ºC 20ºC I-3 1 27.5kW 140ºC 80ºC ______________________________________________________________________________________________ . 2 m2 Æ 11. para comparar el costo que se obtiene a partir del procedimiento de Supertargeting descrito en el capitulo 5.9 m2 Æ 12.340 $/año Intercambiador 2: A = (1950 kW)[(1/0. kW Número de cambiadores Antes 20 60 450 6 Después 27.5 67.348 $/año El costo de los servicios de calentamiento y de enfriamiento es 69. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor Para comparar los valores de entalpía antes y después del rompimiento de lazo se resumen los cálculos en la siguiente tabla: Calentamiento.750 $/año ______________________________________________________________________________________________ .5) kW-1 m2 K][65.5) kW-1 m2 K][102 K-1] = 199. kW Enfriamiento.5) kW-1 m2 K][102 K-1] = 36.3 K-1] = 12.3.9 Red de cambiadores de calor del ejemplo 5.629 $/año El costo real de los cambiadores de calor será: 64.186 $/año Enfriador 2: A = (1850 kW)[(1/0.2 K-1] = 65.551 $/año Enfriador 1: A = (250 kW)[(1/0.5 442.5 K-1] = 6. Pinch 590 K 650 1 FCp=10 2 FCp=2 0 590 C 450 kW 1 600 kW 2 462.5) kW-1 m2 K] [18.5 m2 Æ 4.5) kW-1 m2 K][72.677 $/año Calentador: A = (450 kW)[(1/0.551 $/año Intercambiador 3: A = (2550 kW)[(1/0.3.9. Las áreas de los cambiadores de calor se calcula con la ecuación de diseño: Q = UA ΔTln Intercambiador 1: A = (600 kW)[(1/0.1 m2 Æ 4.3 m2 Æ 8. kW Calor integrado.3 en el diagrama de reja. con el del diseño detallado de la red de cambiadores de calor. para el ejemplo 5.833) kW-1 m2 K][43.132 Capitulo 6.5 5 A continuación se hace el diseño de la red de cambiadores de calor del ejemplo 5.5 K 1 3 395 K 370 K E 370 K 250 kW E 1850 kW 410 K 2 2250 kW 500 K 580 K 3 FCp=1 350 K 3 1950 kW 4 FCp=13 Figura 6.9 m2 Æ 3. como se muestra en la figura 6.9 K-1] = 60. Linhoff. De esta manera se tendrá un punto en la gráfica de costos contra ΔTmin. Process Synthesis. 24.9 m2 mayor al área estimada de 337. B. Se aumenta el valor de ΔTmin y se determina otro valor de costos en la gráfica.1 m2 en el ejemplo 5.5 % de error. Prentice Hall. Referencias 1. Las técnicas de diseño de redes de cambiadores de calor también se pueden emplear en el rediseño de redes de cambiadores de calor de plantas en operación. Vol.13. T.Capitulo 6. Yee.F. ______________________________________________________________________________________________ . hasta obtener el costo mínimo y un ΔTmin óptimo. J.098 $/año El área calculada actual es de 380.3.. Flower. pp 1185. 14. 1978. G. Rudd.. Vol. figura 5. De hecho este es el caso en el que el método Pinch ha encontrado una mayor aplicación produciendo un ahorro considerable en los costos por concepto de servicios de calentamiento y de enfriamiento. Diferencia: (Actual –estimado)*100/Actual = 11. F. Síntesis of heat exchanger networks I: Systematic generation of energy optimal networks. pp 633-642. Powers y J. R. 1973. J. y J. D. Lo cual hace a las plantas más rentables. 1990. Simultaneous Optimization Models for Heat Integration III. 3. Computers and Chemical Engineering. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor 133 El costo total anualizado es: 134. Optimization of process flowsheets and heat exchanger networks. AIChE J. Grossman y Z. Kravanja. Siirola.E. I. 2. 8 kW/°C-m2. el diagrama de la red de cambiadores de calor y colocar el nuevo arreglo de cambiadores de calor en el diagrama de proceso. 3. h-vapor = 0.5 7.65 h-proceso = 0. Con los datos del problema 3 del capitulo 5 dibujar el diagrama de reja.5 6. el diagrama de la red de cambiadores de calor y colocar el nuevo arreglo de cambiadores de calor en el diagrama de proceso. kW/°C 4. 2. el diagrama de la red de cambiadores de calor y colocar el nuevo arreglo de cambiadores de calor en el diagrama de proceso. Diseño de Redes de Cambiadores de Calor Problemas 1.5 kW/°C-m2 Costo de agua fría a 20 °C. Use los siguientes datos para los costos de cambiadores de calor y compare el costo anualizado del arreglo original de cambiadores con el arreglo obtenido con el método Pinch. h-agua = 0. °C 300 250 45 100 T-final.81 $/106 kJ.496 $/106 kJ. 6000 + 700(A)0. 4.5 4. Con los datos del problema 2 del capitulo 5 dibujar el diagrama de reja.0 ______________________________________________________________________________________________ . Corriente 1 2 3 4 T-inicial. Datos de costos para los cambiadores de calor: Costo de vapor a 280 °C. 0.134 Capitulo 6.3 kW/°C-m2 Costo de cambiadores de calor. En la siguiente tabla de datos de corrientes de proceso determine para un valor ΔTmin = 10 °C: a) Las temperaturas del punto pinch y los valores de calentamiento y enfriamiento mínimos requeridos b) el arreglo de cambiadores de calor para la máxima recuperación de calor. °C 95 130 150 210 FCp. La planta opera 350 días/año 2. Con los datos del problema 1 del capitulo 5 dibujar el diagrama de reja. Capitulo 7. como la elección de la ruta de reacciones más adecuada para el diseño de un proceso. ______________________________________________________________________________________________ . En el diseño de procesos químicos continuamente se presenta el problema de selección de alternativas bajo un análisis multicriterio. Análisis multicriterio para la toma de decisiones 135 Capitulo 7 Análisis multicriterio para la toma de decisiones De las múltiples herramientas para ayudar a la selección de alternativas bajo competencia. el método Electre destaca como uno de los mejores. como el caso que se presenta en este capitulo. En general se usan como una ayuda en la toma de decisiones. de la mejor a la peor.2]. siendo 10 la mejor calificación y 0 la peor. por ejemplo en: a) Elección de la mejor ruta de reacciones. los siguientes criterios: Criterio 1 Criterio 2 Criterio 3 Criterio 4 La experiencia La escolaridad Dominio del ingles Conocimientos de informática Para calificar a los candidatos en estos criterios hay que definir una escala de valoración. Análisis multicriterio para la toma de decisiones 7.0 ______________________________________________________________________________________________ .0 5. es decir. sobrepasa a la media y elevada.1 Introducción. regular y bastante. para ello se requiere primero definir los atributos comunes a las alternativas y sobre los cuales se califican.5 – 5. desde el más simple que es la suma de calificaciones ponderadas a unos más complicados como los métodos Electre [1.1 Para ilustrar el método supóngase que se desea elegir a un candidato.0 – 7. etc. por ejemplo. En este capitulo se describe el método Electre que permite jerarquizar las alternativas en un orden de preferencias. entre varios. para un empleo. Los métodos de análisis multicriterio tienen muchas aplicaciones. estos también se llaman criterios. primero hay que normalizar las valoraciones de lo criterios. Para comparar las alternativas se ha de contar con medios de valorarlas. se presupone que hay que maximizar los criterios. c) Selección de proyectos de inversión. 7.5 – 10. para el criterio de experiencia se pueden tener las siguientes posibles calificaciones: ninguna.5 7. Considérese como atributos importantes para evaluar a los candidatos.5 2. Existen varios métodos para el análisis multicriterio en la toma de decisiones. Si ha de calificarse a los candidatos en estos criterios.136 Capitulo 7. Los problemas de toma de decisiones involucran varias alternativas y de las cuales hay que decidir a favor de una. Promethe [3]. Mientras que para el criterio de escolaridad se pueden tener las posibles calificaciones siguientes: mínima. Se propone la conversión de las calificaciones de los criterios a valores numéricos de acuerdo a los siguientes intervalos: Tabla 7. b) Discriminación de candidatos. y otros. calificarlas.1 Intervalos de correspondencia de calificaciones. por ejemplo de 0 a 10. Para ello se define una escala de calificaciones. poca.2 Método de sumas ponderadas Ejemplo 7. lingüística Ninguna Poca Regular Bastante numérica 0 – 2. menor a la media. Cuando wh > wk implica que el criterio h es más importante que el criterio k y la expresión wh = wk indica que ambos criterios son igualmente importantes. Con el método de sumas ponderadas se calculan las sumas de productos de las calificaciones de las alternativas en los diferentes criterios. es decir que a simple vista no se distingue a un candidato que sea mejor que los demás. multiplicadas por los pesos de ponderación de los criterios. C2. Con este método se supone que hay que maximizar todos los criterios. Del proceso de valoración los resultados se resumen en una tabla de calificaciones como la siguiente: Tabla 7.j = calificación de la alternativa i en el criterio j. ai. Mientras que los criterios se distinguen en las columnas como C1. pues no brinda información relevante para la toma de decisiones. etc.2 C2 8* 5 5 6 0. wj = Peso de ponderación del criterio j. etc. que va de mayor a menor en el sentido en que disminuye su importancia relativa con los otros criterios. Se requieren evaluadores que han de ser expertos en la calificación de los criterios. Se ordenan las calificaciones ponderadas de mayor a menor y se selecciona la primera como la de mayor preferencia.1 C3 7 9* 7 4 0. la que le sigue tendrá la segunda preferencia. En este ejemplo se eligen valores de los pesos normalizados.2 Matriz de calificaciones. Cálculo que se resume en la siguiente ecuación: M i = ∑ ai . La última fila contiene los valores de los pesos. j * w j j =1 m (7.4 En esta tabla los candidatos se identifican como A1. etc. A cada criterio se le asigna un valor numérico o peso. w C1 3 5 7* 3 0.3 C4 6 5 9* 5 0. Candidatos A1 A2 A3 A4 Pesos. Cuando en un criterio se tiene la misma o casi la misma calificación para todas las alternativas se puede eliminar ese criterio.Capitulo 7. wi.1) Donde Mi = Calificación ponderada de la alternativa i. Se observa. ∑ Se marca con un asterisco las calificaciones mayores en los diferentes criterios y se puede ver que no hay ninguna alternativa que obtenga altas calificaciones en todos los criterios. lo que sigue es la valoración de los candidatos. para que se cumpla que w j = 1.2 y se obtiene: ______________________________________________________________________________________________ . que los evaluadores dan mayor relevancia a los conocimientos de informática e idiomas que a la experiencia y la escolaridad.1 a los datos de la Tabla 7. por los valores de los pesos. también llamados jueces o actores en la toma de decisión. Análisis multicriterio para la toma de decisiones 137 Habiendo definido el ámbito de expresión para plantear el problema de toma de decisión. A2. Se aplica la fórmula de la ecuación 7. El método se aplica a través de la construcción de tablas o matrices que se construyen a partir de la tabla de calificaciones. lo que indica que se elige al candidato A1 en primer lugar y A4 en último. El método establece que la alternativa Ah será fuertemente preferida a la Ak si: calificación de Ah − calificación de Ak ≥ p En el método se establecen dos pruebas en las que se determina la preferencia fuerte y débil entre dos alternativa. El método Electre usa este concepto de sobre-calificación para ayudar en la toma de decisiones en la selección de alternativas bajo multicriterios.6 4. lo que hace necesario contar con una condición de fuerte preferencia. Dos conceptos importantes del método son la preferencia por sobre-calificación y ciertos umbrales de indiferencia y preferencia. indica la diferencia máxima entre dos valores que permite distinguirlos.4 De acuerdo a las calificaciones se obtiene que el orden de preferencia de los candidatos es: A3 > A2 > A1 > A4. sobre-califica en las evaluaciones. la palabra Electre se forma con las siglas en francés de Elimination Et Choix Traduisant la reality. El método procede de acuerdo a las siguientes etapas. Simbólicamente esto se expresa con la siguiente ecuación: Sobre − calificación de Ah sobre Ak = Ah S j Ak (7.9 6.2) La sobre-calificación indica que Ah es mejor que Ak.138 Capitulo 7. Roy en 1969 [1] y desde entonces se ha modificado varias veces [2]. Análisis multicriterio para la toma de decisiones Candidato A1 A2 A3 A4 Calificación 5. Se dice que el candidato que obtiene una calificación mayor o igual que los otros. Para ello se forman dos tablas o matrices que usa de manera normalizada los valores de las calificaciones y los pesos. En la tabla de calificaciones se observa que el candidato A3 en los criterios C1 y C4 obtiene mayor calificación que los otros candidatos. 7. Establece que la alternativa Ah será preferida a la Ak si: calificación de Ah ≥ calificación de Ak + q Donde q es el umbral de indiferencia. Esto representa una forma de establecer una preferencia débil entre las alternativas. ______________________________________________________________________________________________ .2 7.3 Método Electre Este método fue creado por B. en el criterio considerado si la calificación de Ah es mayor o igual que Ak en el criterio considerado. Pero una forma práctica de obtener estos valores es con los índices de concordancia y discordancia. Calculando el valor en las celdas con la diferencia máxima positiva de las calificaciones. Calcular el umbral de preferencia p con la tabla de concordancias como el valor próximo mayor o igual al promedio que exista en los números de la tabla de concordancia. Indicar tanto en las hileras como en las columnas las alternativas y en cada celda el índice de concordancia C h. De la misma manera el umbral de indiferencia q se determina con el valor próximo menor o igual al promedio que exista en los números de la tabla de discordancias. 2.5) ______________________________________________________________________________________________ . ordenando las alternativas según el mayor número de dominancias por hilera y el menor número de dominancias por columna. es decir. Para identificar los patrones de dominancias se definen dos límites o umbrales de comparación.3) El término en el numerador indica que sólo se suman los pesos de los criterios en los que la alternativa Ah sobre-califica a la alternativa Ak .Capitulo 7. Formar la tabla de discordancias de manera similar a la tabla de concordancias. j . que a h . j ≥ a k . Se determina la lista de preferencias o jerarquía de las alternativas. k ≤ q A esta expresión se le conoce como la prueba de dominancia. 3. El denominador representa la amplitud de las calificaciones considerada en cada criterio. de dos en dos. positiva. 4. Dh . Análisis multicriterio para la toma de decisiones 139 1. En la segunda tabla de dominancias se hacen las comparaciones por columna y deben cumplir la prueba de dominancia. primero una con las comparaciones por hilera de las alternativas. k ≥ p y sólo si D h . Los elementos de la diagonal de la tabla se dejan en blanco ya que no se puede comparar a una alternativa con ella misma. Formar la tabla de concordancias. por lo que sólo se toman en cuenta los pares en los que Ah no sobre-califica a la alternativa Ak. k expresa la diferencia mayor.k = j : Ak S j Ak ∑w j j j ∑w (7. de las calificaciones para las que la alternativa h es peor que la k.4) El índice de discordancia D h. (7. Se construyen dos tablas con las dominancias. k = máxima positivo(a k − a h ) en los j criterios calificación mayor − calificación menor (7. Es decir. k calculado con la fórmula: C h. Estos valores pueden especificarse por los analistas en la toma de decisión. Indica la diferencia con la que una calificación aventaja a otra. p y q. La prueba de sobrecalificación se aplica a las alternativas de dos en dos. en las tablas de concordancia y discordancia si se cumplen las condiciones siguientes: La alternativa Ah domina a la alternativa Ak si C h . que puede resumirse en la siguiente proposición: Proposición de concordancia: el índice de concordancia cuantifica hasta que punto para un número de criterios la alternativa h es tan buena o mejor que la k. aunque sea en al menos uno de los criterios y sobresalga en los demás. si presenta un bajo desempeño en las comparaciones de las calificaciones. C 6 H 6 + HCl + 1 2 ( Cu − Fe ) 200 º C O2 ⎯⎯ ⎯ ⎯⎯→ C 6 H 5 Cl + H 2 O conv = 15% ºC C6 H 5Cl + H 2O ⎯500 ⎯ ⎯ → C6 H 5OH + HCl conv = 25% Alternativa A2: proceso de oxidación del tolueno. Análisis multicriterio para la toma de decisiones Las tablas o matrices de concordancia y discordancia son cuadradas.2 Se ilustra el método Electre aplicándolo a la selección de la ruta de reacción para fabricar fenol. sea cual sea el criterio de valoración elegido) y uno (preferencia total de la alternativa sobre las demás). ºC C6 H 5CH (CH 3 ) 2 + O2 ⎯100 ⎯ ⎯ → C6 H 5C (CH 3 ) 2 OOH 2 SO4 C6 H 5C (CH 3 ) 2 OOH ⎯H ⎯ ⎯→ C6 H 5OH + CH 3COCH 3 conv = 40% conv = 98% Criterios de selección de las rutas de reacciones Puntos a favor ______________________________________________________________________________________________ .140 º C C6 H 5CH 3 + 32 O2 ⎯sal ⎯de ⎯ ⎯⎯→ C6 H 5COOH + H 2O conv = 90% Cu y Mg . En el cálculo del índice de discordancia no interviene la prueba de sobrecalificación ni los pesos. Esto implica que una alternativa puede preferirse a otra si las calificaciones en la mayoría de los criterios son iguales o superan a la otra. El método Electre III y Electre TRI introducen modificaciones para determinar los valores de índices de concordancia y discordancia. Se comparan las siguientes tres rutas de reacción: Alternativa A1: proceso catalítico. 240 º C C6 H 5COOH + 12 O2 ⎯sal ⎯ ⎯⎯⎯ ⎯→ C6 H 5OH + CO2 conv = 90% Alternativa A3: proceso de división del cumeno. El índice de discordancia captura la opción de inaceptabilidad de una alternativa como preferente. El índice de concordancia expresa una relación de preferencia. Co . por lo demás se aplica igual [2]. Representa la existencia de una oposición significativa contra la proposición de concordancia. ya que contienen el mismo número de filas que de columnas. El índice de concordancia varia entre cero (ausencia total de preferencia.140 Capitulo 7. Ejemplo 7. 9047 A3 0. La discordancia de D A1 A 2 se calcula con las diferencias de las calificaciones de la siguiente manera: D A1 A 2 = máxima positivo[(3 − 2).0 . C2. C5.4762 .0 A2 . Análisis multicriterio para la toma de decisiones 141 C1-Valor del potencial económico.Capitulo 7.Condiciones de operación drástica C6. (1 − 1)] 2 = = 0.Rendimiento de las reacciones Puntos en contra C4.Obtención de subproductos comerciales C3. La matriz de concordancia es: C h .4 como sigue: C A1 A 2 = 0 + 4 + 0 + 0 + 3 + 3 10 = = 0.4762 5 + 4 + 4 + 2 + 3 + 3 21 De la misma manera se calculan las concordancias de las otras celdas.Manejo de sustancias peligrosas.8571 1.095 La concordancia de A1 con A2 se calcula según la ecuación 7. Se propone la siguiente tabla de calificaciones A1 A2 A3 w C1 2 3 5 5 C2 1 1 5 4 C3 1 3 4 4 C4 1 3 2 2 C5 2 1 3 3 C6 1 1 4 3 Nótese que se usa la misma escala para las calificaciones y los pesos.5 (5 − 1) 4 La matriz de discordancia queda: ______________________________________________________________________________________________ . (1 − 2).k A1 A2 A3 A1 . (1 − 1). (3 − 1).Utilización de catalizadores costosos. (3 − 1). 5 por lo que A1 no domina a A3. Los resultados de las pruebas de dominancias se combinan en una sola tabla. Así que la diferencia de las dominancias por filas menos las dominancias por columna corresponde a un indicador de la jerarquía de las alternativas.8571 y D A1 A 3 = 1 > 0.5 Las pruebas de dominancia de la alternativa A1 por fila son: Con respecto a A2: C A1 A 2 = 0. Para el ejemplo el orden de preferencias de las alternativas es: ______________________________________________________________________________________________ .5 . p y q se hacen con los valores promedios de las tablas de concordancia y discordancia. la tercera contendrá a las alternativas que dominan por columna de acuerdo a la prueba de dominancias.4762 < 0. Con respecto a A3: C A1 A 3 = 0.0 A2 . k A1 A2 A3 A1 .25 0.25 A3 1. La primera columna distingue a las alternativas.5 ≤ 0. la alternativa A1 no domina a ninguna alternativa y es dominada por A2 y A3. la que le sigue en segundo valor mayor positivo será la segunda y así sucesivamente.0 1.0 < 0. mientras que la alternativa A2 domina a A1 pero es dominada por A3. que pasen la prueba de dominancia.555 Este valor se aumenta de tal forma que las preferencias distingan a las alternativas fuertemente dominantes de las no dominantes. Alternativas A1 A2 A3 Dominancias Por fila ninguna A1 A1 y A2 Dominancias Por columna A2 y A3 A3 ninguna Diferencia -2 0 2 Los resultados deben interpretarse de la siguiente manera: la dominancia por fila corresponde a la frecuencia con la que una alternativa domina a las otras. la segunda a las alternativas que dominan por filas. de la siguiente manera. respectivamente. Análisis multicriterio para la toma de decisiones Dh .0 La determinación de los umbrales de comparación para las dominancias. se toma una valor p = 0. En las hileras colocar a las alternativas. Valor promedio de concordancias = 0. el mayor valor positivo será la primera en orden de preferencias.5 = q por lo que A1 no domina a A2.142 Capitulo 7.8571 que es el valor próximo mayor al promedio de la tabla. Similarmente se determina un valor de umbral q = 0. Por ejemplo. la dominancia por columna corresponde a la frecuencia con la que una alternativa es domina por las otras.8571 = p y D A1 A 2 = 0. La cuarta columna contiene la diferencia de ocurrencias de dominancias de las columnas segunda menos la tercera. vol. 5. Roy. no. cuando se presente un empate entre las alternativas pueden modificarse los valores de los umbrales. – Classement et choix en présence de points de vue multiples (la méthode ELECTRE). ______________________________________________________________________________________________ . European Journal of Operational Research. 1986. Vincke. También puede omitirse en el cálculo del índice de discordancia el uso del denominador en la fórmula. “A theoretical framework for analyzing the notion of relative importance of criteria”. B.Capitulo 7. Mousseau V. 24. Se pueden obtener los mismos resultados de jerarquización si al aplicar el método no se usa en el cálculo del índice de concordancia la suma de los pesos en el denominador. vol. 1968. 2. 8. el umbral de preferencias p deberá aumentarse mientras que el umbral de indiferencia q deberá disminuirse. and Marechal. 145–159.P.238. Journal of Multi-criteria Decision Analysis. 3.... Roy B. Ph. J. Revue Internationale de Recherche Opérationnelle. Referencias 1. Brans. "How to select and how to rank projects: The PROMETHEEmethod". 1996. 228. Análisis multicriterio para la toma de decisiones 143 Jerarquía Primero Segundo Tercero Alternativas A3 A2 A1 Con el método se clasifican las alternativas de la mejor a la peor. B. marzo-abril. w Con el método Electra jerarquice las alternativas e indique el orden de prioridad preferente. En un proceso se desea purificar la corriente de subproductos. ______________________________________________________________________________________________ . C4: Costo por el manejo de desechos. C1 7 10 6 8 2 C2 4 6 3 5 1 C3 9 7 6 5 3 C4 8 9 7 4 4 A1 A2 A3 A4 Pesos. C4: Efectos sobre el medio ambiente. A2: Mezclar. Las alternativas se califican de acuerdo a seis criterios C1: costo de la inversión. C3: Generación de desechos tóxicos y C4: peligrosidad. A1: Diluir. Las alternativas se califican con los siguientes criterios. Las alternativas se califican con los siguientes criterios. 3. se cuenta con cinco alternativas. diluir y calentar. mezclar y calentar. en dos etapas consecutivas. C1: Costo de la inversión. w Con el método Electre jerarquice las alternativas e indique el orden de prioridad preferente. Análisis multicriterio para la toma de decisiones Problemas 1. C3: Mejoramiento por ampliación de la capacidad. Se dispone del siguiente arreglo de calificaciones y pesos de los criterios. A4: Adquirir nueva tecnología para la primera etapa solamente sin modificar la segunda etapa. C2: Condiciones de operación. 2. Se dispone del siguiente arreglo de calificaciones y pesos de los criterios. C3: Uso de solventes tóxicos. C5: Severidad de las condiciones de operación y C6: costo de reentrenamiento de operadores. C1 3 2 4 6 7 5 C2 4 5 5 3 6 2 C3 9 4 5 5 7 3 C4 8 3 7 2 9 4 C5 7 4 7 4 7 3 C6 7 3 6 6 8 1 A1 A2 A3 A4 A5 Pesos. C1: Costo de la inversión. A5 Adquirir nueva tecnología para la segunda etapa sin modificar la primera etapa y A6: Usar nuevas tecnologías en ambas etapas. En un proceso se deben tratar las materias primas antes de entrar a la sección de reactores. A3: Triturar. A1: Modificar solamente la primer etapa de tratamiento. Se cuenta con cuatro alternativas de tratamiento A1 a A4. C2: Condiciones de operación. antes de entrar a la sección de reactores. Se dispone del siguiente arreglo de calificaciones y pesos de los criterios. Se cuenta con las siguientes alternativas de tratamiento. En un proceso se deben tratar las materias primas. diluir y calentar y A4: Diluir y calentar. C2: Tiempo de suspensión de actividades para aplicar las alternativas.144 Capitulo 7. A2: modificar solo la segunda etapa de tratamiento. A3: Modificar ambas etapas de procesamiento. ______________________________________________________________________________________________ .Capitulo 7. Análisis multicriterio para la toma de decisiones 145 A1 A2 A3 A4 w C1 3 7 4 8 5 C2 4 6 5 3 2 C3 9 7 5 5 3 C4 8 9 7 4 4 Con el método Electra jerarquice las alternativas e indique el orden de prioridad preferente. 146 Capitulo 7. Análisis multicriterio para la toma de decisiones ______________________________________________________________________________________________ . Apéndice A 147 Apéndice A Consideraciones Medioambientales ______________________________________________________________________________________________ . El-Halwagi y Spriggs (1998) proponen el rediseño de la planta de producción de cloruro de etileno (C2H5Cl) para reducir la carga de contaminantes en la unidad de tratamiento de efluentes. Descripción del proceso: La producción del cloruro de etilo se hace en dos procesos en la misma planta. Las tecnologías que pueden usarse para reducir la carga de cloro etanol. En el segundo proceso el etanol purificado reacciona con ácido clorhídrico para formar el cloruro de etileno y se obtiene cloro etanol como subproducto. por lo que se tendrán trazas de cloruro de metileno que contaminan al café descafeinado. La cafeína se separa del CO2 con agua a alta presión y el CO2 se recicla al proceso. McHugh y Krukonis (1994). Debido a la toxicidad del cloroetanol desea reducirse a un sexto de su carga actual en la unidad de tratamiento de efluentes. el etanol se separa de los reactantes por destilación seguido de un separador con membranas. con un método de análisis sistemático que hace la exploración de alternativas viables. La solución acuosa a la salida de los absorbedores se recicla al reactor. Adsorción con zeolitas.1. Para determinar la solución que minimice la tarea de reducción de desechos. En las corrientes acuosas son: Adsorción sobre resinas poliméricas. se considera que se tiene cero emisiones de contaminantes al aire. este proceso tiene el inconveniente de que la cafeína no es muy soluble en el agua además de que se remueven también aromas y sabor. Absorción en agua y Adsorción con carbón activado. En este tipo de plantas se evita la pérdida de materia prima. Para las corrientes gaseosas se consideran: ______________________________________________________________________________________________ .148 Apéndice A Conceptos del diseño de procesos benignos al medio ambiente Se consideran plantas benignas al medio ambiente aquellas instalaciones que coexisten en armonía con el entorno que las rodea. el primero para la fabricación del etanol y el segundo para obtener el cloruro de etileno.1. Ver la Figura A. se eliminan los efluentes y residuos contaminantes y se ahorra energía. Este es un caso de proceso ambientalmente benigno y económicamente atractivo. Posteriormente se usa el cloruro de metileno para extraer la cafeína del agua y reintegrar los aromas y sabor al café. se analizan las alternativas siguientes. En el proceso convencional se usa vapor de agua para extraer la cafeína de los granos de café. En el primero el etanol se obtiene por la reacción de etileno con agua. Los gases se lavan con agua fresca en un par de absorbedores para eliminar el cloro etanol. En la Figura A. el excedente de agua se manda a la unidad de biotratamiento de desechos. se presenta el diagrama del proceso actual. Adsorción con carbón activado y Extracción con algún aceite. a alta presión. Un ejemplo de sustitución de tecnología es el proceso de descafeinado del café. Ejemplo 1. En el proceso con CO2 en estado supercrítico. En el siguiente ejemplo se ilustra el concepto de diseño integrado de procesos para la reducción de impacto ambiental. A la salida del reactor. El etanol. la naturaleza y las poblaciones. el agua o la tierra. el ácido clorhídrico y el cloruro de etileno salen del reactor en la fase gas mientras que el cloro etanol sale líquido formando con el agua una solución acuosa. se extrae la cafeína dejando intactos en el café el sabor y los aromas. 2. se llega al rediseño que se muestra en la Figura A. Las ventajas de la solución son: ______________________________________________________________________________________________ . los nuevos equipos y corrientes se indican con líneas punteadas. Agua de desecho Reactor Figura A. Reactor CE.2 Rediseño del proceso de producción de cloruro de etileno.Apéndice A 149 Cloruro de etilo Agua fresca Lavador 2 Lavador 1 Agua fresca Etanol HCl Membrana Etileno Agua Reactor Dest.1 Diagrama de bloques del proceso de producción de cloruro de etileno. Cloruro de etileno Agua fresca Lavador 2 Lavador 1 Adsorción con Carbón activado Etanol HCl Membrana Etileno Agua Reactor Dist.Desecho A la Unidad de biotratamiento Figura A. Dst. los equipos y las tecnologías. Después del análisis de las corrientes. Si no es posible. Esto reduce considerablemente el riesgo de emisiones tóxicas del cloro etanol así como una disminución en el consumo de agua. etc. Esto impacta en el costo de los productos que pierden competitividad al compararlos con productos de los países donde no se aplican regulaciones ambientales estrictas. etc. enviarlo a confinamiento. Los riesgos de que ocurran accidentes. Se obtiene un 44 % de reducción en el costo de operación al reducir la carga en la unidad de biotratamiento. o el riesgo de explosiones por fugas de acetileno. como la instalación de sistemas de control y dispositivos ______________________________________________________________________________________________ . Determinar si se puede reducir el contaminante en el punto de su generación. Proponer un tratamiento que elimine su peligrosidad. 4. Si no es posible. 2. la pérdida de presión en un tanque. la explosividad. Como segundo nivel de protección se debe agregar válvulas de alivio a líneas de desfogue y posiblemente se diseñen discos de ruptura en los equipos. probar la posibilidad de reciclarlo hasta su extinción. como primer nivel de protección. tales como derrames o explosiones son proporcionales a la probabilidad de que ocurran y a las consecuencias que puedan causar. por si fallan los dispositivos de los niveles inferiores de protección. c) las posibles consecuencias. Durante el diseño se estudian los factores de riesgo y se busca reducirlos o eliminarlos. Se reduce el flujo del cloro etanol de las corrientes gaseosas por absorción. como la toxicidad. que pueden ser explosiones. Este se define como el estudio para identificar y evaluar los riesgos de seguridad de los procesos que puedan comprometer la integridad física de los equipos así como de las personas y reducir la productividad y o calidad de los productos. por el uso de materiales y condiciones de operación no peligrosos. que son las siglas de Hazard and Operability Study. El riesgo de explosiones se puede determinar calculando los límites de flamabilidad de las mezclas en el proceso. Básicamente los estudios HAZOP se orientan a identificar los siguientes aspectos: a) las posibles desviaciones en las condiciones de operación y comportamiento de los equipos. b) las causas de las desviaciones. la corrosividad. etc. La idea es crear diseños que sean inherentemente seguros. Muchas veces los peligros no son evidentes a simple vista por lo que deba hacerse un estudio de peligrosidad y operabilidad. 5. Este estudio es conocido en inglés como “HAZOP study”. para ello hay que conocer y reducir los riesgos y peligros que puedan dañar el entorno. taponamiento en las tuberías. Si no es posible. Además se debe proveer medios de protección para reducir la ocurrencia de riesgos o aminorar el posible daño que puedan causar. Como en el ejemplo 1. las instalaciones o a las personas. Por ejemplo los equipos que operan a alta presión deben tener. sistemas de control de presión y temperatura. o el sobrecalentamiento en un reactor. incendios. que pueden deberse a fallas eléctricas. Debe asegurarse que no se tengan mezclas inflamables durante el arranque. que puedan conducir a accidentes. Si no es posible. El diseño de procesos que consideran la reducción de estos riesgos conduce a un aumento en el costo de los procesos e inversión de la planta. Los riesgos se expresan de múltiples formas. por ejemplo. tratar de purificar el contaminante si es que puede venderse y recuperar los costos de purificación. 3.150 Apéndice A Se reduce considerablemente el uso de aguas fresca por agua reciclada. Como el siguiente. 1. el paro y la operación estable de la planta. Proponer y comparar alternativas de diseño es la tarea fundamental en el diseño de procesos. la selección de alternativas se puede efectuar bajo un esquema sistematizado de decisiones razonadas. Por ejemplo el riesgo de inhalar cloro de las fugas en tuberías. d) las medidas de seguridad para prevenir las causas y mitigar las consecuencias. USA.Apéndice A 151 de seguridad en los equipos. El-Halwagi. Butterworth-Heinemann. Ed. 2. D. M.. Progr. y Krukonis V. “Solve Design Puzzles With Mass Integration”. El diseño de los dispositivos de protección como las válvulas de desfogue de presión y discos de ruptura se relacionan con el estudio HAZOP. ______________________________________________________________________________________________ .. Eng. 1994. M. Agosto 1998. Por ejemplo en el caso de falla de agua de enfriamiento en un reactor con reacciones exotérmicas en fase gas. Referencias 1. Spriggs. H. Chem. si se liberan a la atmósfera los gases debe calcularse el impacto ambiental dependiendo de la cantidad de gases emitidos y la duración de la emisión. y e) proponer recomendaciones al diseño o cambios en las prácticas de operación para evitar o disminuir las posibles desviaciones. 2da. evaluar la severidad de las consecuencias y proponer diferentes medios de protección. McHugh. Supercritical Fluid Extraction. M. En cada posibilidad de desviación identificada se debe analizar la probabilidad de ocurrencia. pp 25-43. 152 Apéndice A ______________________________________________________________________________________________ . 150 Apéndice B Apéndice B Introducción a la simulación de procesos __________________________________________________________________________________________ . 6. como se muestra en la figura A1.Apéndice B 151 Introducción al uso del simulador PRO/II El simulador PRO/II es un software comercial que calcula balances de materia y energía de una cantidad de equipos de procesos químicos. Se aplican la información del libro de J. de acuerdo a los siguientes datos. Condición de la corriente de purga: Fracción de separación 5%. se usa como ejemplo la simulación paso a paso del diseño del proceso de desalquilación del tolueno para obtener benceno. Crear el diagrama de proceso (Flowsheet) Definir los componentes Seleccionar el método de cálculo termodinámico Definir las corrientes de alimentación Proveer las condiciones de operación del proceso Correr la simulación. Condición de la corriente de salida del horno a la entrada del reactor: T:1150 °F. El PRO/II usa un código de colores para identificar si los datos que se alimentan al simulador son suficientes o faltan. 1. para ilustrar el uso del simulador. Condición de la corriente de entrada al flash: T: 100°F.0307 Se recomienda seguir un procedimiento de seis pasos para la simulación de procesos. 95% H2 y 5% de CH4.5 psia.75. __________________________________________________________________________________________ . Flujo Molar: 279. Dispone de modelos matemáticos de las principales operaciones unitarias y reactores así como de múltiples ecuaciones de estado para el cálculo de equilibrios químicos y físicos. En este apéndice se describen las principales ventanas y menús del simulador. P: 535 psia. P: 535 psia. Conceptual Design of Chemical Process. 4. Condición de la corriente de salida del precalentador de la carga: Totalmente vaporizado.5 lbmol/h. Caída de presión en los equipos: 0. Al inicio del programa el simulador despliega un cuadro de dialogo que indica el significado de los colores.4 lbmol/h. Alimentación de hidrógeno: T:100 °F. M. tolueno puro. 5. Condición de la corriente de salida del compresor: P:535 psia. reacción 2: 0. 2. Douglas. (eficiencia del compresor 75%) Reacción 1: Tolueno + Hidrógeno Æ Benceno + Metano Reacción 2: 2*Benceno Æ Difenilo + Hidrógeno Conversiones en el reactor: reacción 1: 0. Flujo Molar: 492. 3. Alimentación de tolueno: T:100 °F. 152 Apéndice B Figura A1. (2) ( 1) Figura A2. el rojo indica que se requieren datos o acciones. el verde indica que el simulador puede dar datos por omisión y que el usuario los puede cambiar y sobre escribir. __________________________________________________________________________________________ . Inicio de una nueva hoja de trabajo y apertura de la paleta de equipos. Con el color azul indica que los datos son suministrados por el usuario y se aceptan satisfactoriamente. como se muestra en la figura A2. Estos colores aparecen como bordes en los cuadros de dialogo. En la pantalla principal del simulador seleccionar una hoja en blanco (1). finalmente el amarillo indica que los datos suministrados por el usuario están fuera de los límites normales. Cuadro inicial del simulador con el significado de los colores. después desplegar la paleta de equipos (PFD) (2). Para iniciar dar clic en el botón OK. “English set 1” (2). Para empezar la simulación del proceso del benceno se efectuaran los cálculos del reactor y recirculación sin el tren de destiladores. También se incluye un cambiador de calor para aumentar la temperatura de la carga a la temperatura de reacción. el flash y otro cambiador de calor. En la figura A4 se muestra como se seleccionan primero el mezclador (mixer) que servirá para combinar las corrientes de alimentación y de reciclo. ver figura A5. __________________________________________________________________________________________ . La selección de los equipos del diagrama de proceso se toma de la paleta de operaciones PFD. ( 1) (2) (3 Figura A3. Selección de las unidades. así como los otros equipos de la estructura de reciclo. Para la selección se da clic sobre el icono del equipo en la paleta de equipos y se mueve el Mouse a donde se desea pone el equipo. y se toma la opción de UOM y sistema ingles. con un nuevo clic el equipo queda en el área de dibujo.Apéndice B 153 Antes de empezar a crear el diagrama de proceso seleccionar las unidades con el icono de unidades (1). Después se selecciona el reactor de conversión entre las diferentes opciones de reactores que ofrece la paleta de equipos. para cerrar la ventana dar clic en OK (3). ver la Figura A3. tanto de calentamiento como de enfriamiento. Al activar el botón de Streams el puntero del Mouse cambia con una S. En el proceso del benceno no se usa la corriente lateral. este color indica que faltan datos en estas corrientes. ya que se puede definir una separación de fase acuosa. sólo se usa la corriente de salida del fondo. Empezar a unir los equipos de izquierda a derecha con ayuda del Mouse. Para colocar las corrientes en el diagrama dar clic en el botón “Streams” de la paleta de equipos.154 Apéndice B Figura A4. Selección de los primeros equipos del diagrama de proceso. En los cambiadores de calor se tienen dos entradas y dos salidas disponibles para colocar las corrientes. en este caso se usan sólo dos corrientes ya que se emplearan un calentador y un enfriador que usan corrientes de servicio. Al terminar de colocar las corrientes oprimir la tecla ESC o volver a oprimir el botón de Streams. __________________________________________________________________________________________ . como se muestra en la figura A6. Nótese que las corrientes de entrada tienen etiquetas rojas. como salida lateral. En el Flash se tienen dos corrientes en la salida del líquido. uno a la vez. Para seleccionar de la base de datos. Los componentes se pueden seleccionar directamente de la lista. Figura A6. “Component Selection” (1) como se muestra en la figura A7. Oprimir OK para aceptar.Apéndice B 155 Figura A5. o bien seleccionarlos de una base de datos. Selección de los equipos alrededor del reactor. El segundo paso de la simulación es la selección de los componentes de la base de datos. oprimir el botón “Selection from list” (2) y se abre otra ventana de bases de datos como “Component Family”. tal como aparece en la figura A7. Por __________________________________________________________________________________________ . en la lista seleccionar la primera opción. Primero se oprime el botón de componentes de la lista de iconos del menú principal. Colocación de corrientes en los equipos alrededor del reactor. Se abre una ventana de selección de componentes y en esta se puede escribir directamente el nombre de cada componente. “Most Commonly Used” (3). Primero se oprime el botón de de datos termodinámicos de la lista de iconos del menú principal (1). El tercer paso es la selección del método de cálculo de procedimientos termodinámicos. Se abre la ventana de dialogo. Lista ordenada de los componentes. usando los botones a la derecha de la lista. Definición de la base de datos para seleccionar los componentes. seleccionar para este problema el método de “PengRobinson” (3) y oprimir el botón “Add->” (4). como se muestra en la figura A9. en esta seleccionar en la opción “Category”. En la caja de “Primary Method” se despliega una lista de métodos.156 Apéndice B ejemplo para seleccionar el Benceno se puede dar doble clic sobre el nombre (4) o se puede dar el nombre en la caja de “Search String”. __________________________________________________________________________________________ . Se pueden seleccionar varios métodos para emplearse en los diferentes equipos del proceso o si se desea pueden hacerse modificaciones a los procedimientos de cálculo oprimiendo el botón “modify”. Ordenar los componentes del más volátil al menos volátil. Figura A8. Ver figura A8. la base “Most Commonly Used” (2). ( 1) (2) (3) (4) Figura A7. __________________________________________________________________________________________ . Se abre otra ventana y de esta escoger que tipo de datos se suministran. figura A10. Después dar las especificaciones de temperatura y presión de la corriente de hidrógeno. Activar la primera opción y dar los datos que se tienen del problema en la lista de los componentes como se muestra en la figura A10. el flujo total “Total Fluid Rates” o el flujo individual de los componentes “Individual Component Flowrates”. Selección del sistema de propiedades para los cálculos termodinámicos. Dar doble clic sobre una de las corrientes de alimentación y se abre una ventana de dialogo. nótese que esta rodeado de un rectángulo rojo. Para terminar. El cuarto paso trata con la definición de las corrientes de alimentación al proceso.Apéndice B 157 ( 1) (2) (3) (4) Figura A9. En la caja de “First Specification” seleccionar en la lista deslizable la temperatura y dar el valor de 100. el cual indica que faltan datos. En la caja de la esquina superior derecha identificada como “Stream” dar el nombre de la corriente HIDROGENO.0 ºF. Dar clic sobre el botón “Flowrate and Composition”. dar clic en el botón OK. Primero la corriente de hidrógeno. como se muestra en la figura A11. en la sección de “Thermal Condition”. En la segunda especificación elegir la presión y dar el valor de 535 psia. 158 Apéndice B Figura A10. Definición de la corriente de alimentación de hidrógeno. Figura A11. De la misma forma se dan los datos de la corriente de alimentación de tolueno. botón derecho del Mouse. Se pueden cambiar los nombres de los equipos y corrientes usando el menú del Mouse. __________________________________________________________________________________________ . como se muestra en la figura A12. Definición de la temperatura y presión de la corriente de alimentación de hidrógeno. El siguiente paso es proveer las condiciones de operación en los equipos del proceso. Dar clic en OK para cerrar la ventana. En la nueva ventana dar los coeficientes estequiométricos de los reactantes y los productos según las reacciones del proceso (4). Dar un nombre al conjunto de reacciones y oprimir el botón “Enter Data” (2). A través de las ventanas dar los datos de la conversión de las reacciones como se muestra en la figura A14. Empezar con las reacciones. ver figura A13. dando doble clic sobre la figura del reactor. En la parte media de la ventana en la frase “Stoichiometric Balance” aparece en rojo la frase “Does not equal” indicando que el balance no se cumple. ver figura A13.Apéndice B 159 Figura A12. en esta dar los nombres de las dos reacciones y dar clic sobre la definición de reaciones “Definition” en la primera reacción que aparece en letras rojas como “Reactants=Products” (3). Dar clic sobre el letrero rojo y si la reacción se dio correctamente. Aparece una ventana denominada “Reaction Definitions”. Dar clic en el botón “Reaction Data” (1) del menú principal. Después de dar los datos de las reacciones se pueden dar las especificaciones del reactor. En la primera ventana oprimir el botón “Extent of Reaction” y en la segunda elegir el componente clave para el cual se tiene la conversión de la reacción. __________________________________________________________________________________________ . se elimina el color rojo. Cambio del nombre de las corrientes con el menú del Mouse. __________________________________________________________________________________________ . Figura A14. Datos de conversión de reacciones en el reactor.160 Apéndice B (1) (2) (4) (3) Figura A13. Datos de las reacciones del proceso. esta especificación se da de acuerdo a la figura A15. por ejemplo en el cambiador a la entrada del reactor se requiere que la corriente de carga se caliente hasta 1150 ºF. A continuación dar los datos de los cambiadores de calor. En la primera ventana oprimir el botón “Specification” (1). en la segunda seleccionar de la lista deslizable la opción “Hot Product Temperature” (2) y en la última dar el valor de 1150 ºF (3) y dar clic en el botón OK. Después que se suministraron todas las especificaciones de los equipos. “Isentropic” ver figura A16. Los colores de los equipos y corrientes cambian a azul indicando que se procedió con la simulación satisfactoriamente. ver figura A17. En las especificaciones del flash activar en la segunda especificación “Second Specification” el botón “Unit Specification” y seleccionar operación isentrópica. Especificaciones del flash. Especificaciones del cambiador de calor de entrada al reactor. el último paso de la simulación es correr la simulación oprimiendo el botón “Run” del menú principal. __________________________________________________________________________________________ .Apéndice B 161 ( 1) (2) (3) Figura A15. Figura A16. 162 Apéndice B Figura A17. Figura A18. Se pueden observar los resultados de varias formas. por ejemplo en una tabla de balance materiales. Botón de ejecución de la simulación. ver figura A18. Opciones para el despliegue de tabla de resultados. __________________________________________________________________________________________ . usando el menú “Output” y la opción “Stream Property Table”. de acuerdo a la figura A19. Los resultados se muestran en la tabla según la figura A20. Seleccionar las corrientes que se desean incluir en la tabla. Selección de corrientes para la tabla de resultados. Figura A20. ( 1) (2) (3) Figura A19. arrastrar hasta una posición fuera del diagrama de proceso y dar doble clic sobre esta ventana.Apéndice B 163 Aparece una ventana en color verde. Tabla de resultados de la simulación. Se puede ajustar el tamaño de la tabla estirando las esquinas de la misma. __________________________________________________________________________________________ . a razón de 8 a 1.198 99.0000 0.3982 1544.0000 500.0228 1.0000 0.0000 4116.0000 Figura A21. para ello se agrega un intercambiador de calor.9179 13.0004 280. En el divisor se usa una relación de 0.9109 13.3959 0.3983 0.9109 0.198 3827.6724 3.4855 223. Activar las opciones de condensador y rehervidor.164 Apéndice B La simulación de la planta de producción de benceno continúa siguiendo el procedimiento establecido en el libro de Douglas. Para exportar la figura del diagrama de proceso con los resultados se usa la opción “export” del menú “File”. Luego se agrega un bloque que use los métodos cortos para diseño de columnas de destilación.0000 LB-MOL/HR F PSIA MM BTU/HR 500.7174 1.0000 496.4154 1743.000 99.6935 92.9275 280. y se especifica en este bloque la composición deseada de separación en el domo para que calcule el número mínimo de platos requeridos.4492 23.0005 0.0001 25.0000 0.0000 0.0000 5. Ver figura A21. En la figura A22 se muestran las ventanas para dar esta información en PRO/II.0000 0.7188 2.0000 0.9275 23.0000 1544.3300 1150.0288 1519.1819 0.198 4116.0000 0.0000 23.0000 0.9999 494.8271 9.1819 2056.231 99. Para la simulación de las columnas de destilación en la estructura de separadores se empieza por colocar una columna para estabilizar la mezcla de aromáticos y separar el remanente de los gases incondensables.0404 0.1283 moles de flujo en la purga con respecto al flujo molar en la corriente de vapor del flash.9999 494. Los resultados son similares a los que se obtienen en el libro de Douglas.9596 1.0000 7.0854 2.6899 61.198 4116.9275 228.0228 1.9999 500.9109 13.0001 491.6897 70.0000 225.0000 263. Simulación de la estructura de reciclo. planta de benceno a partir del tolueno RECICLO PURGA S7 C1 SP1 SAREACTOR VAPOR S1 HIDROGENO S3 ENREACTOR S8 E2 M1 R1 E1 E5 PROB F1 TOLUENO S9 CN1 Stream Name Stream Description Phase Fluid Rates H2 METHANE BENZENE TOLUENE BIPHENYL Rate Temperature Pressure Enthalpy Molecular Weight Mole Fraction Vapor Mole Fraction Liquid LB-MOL/HR HIDROGENOTOLUENO Vapor Liquid S3 Mixed ENREACTOR SAREACTOR VAPOR Vapor Vapor Vapor RECICLO Vapor PURGA Vapor 475. En la ventana que se abre activar la opción “Flow sheet Drawing” y dar OK en el mensaje que despliega.4469 9.0000 498.0004 3.0004 0.0000 0.0841 57.0000 0.0000 2265. Primero se inserta una válvula a la salida del líquido del fondo del flash.6306 3.000 578. un compresor de reciclo y un controlador para que ajuste el flujo de la corriente de reciclo para cumplir el requisito de flujo de hidrógeno mayor al flujo de tolueno a la entrada del reactor.5217 0. “Shortcut”. para reducir la presión hasta 150 psia.8218 2053.0000 6.6675 1790.0000 1.0000 14.034 99.9999 494.0000 1.8602 1057.0000 0.0228 1. __________________________________________________________________________________________ .6198 9.6895 0. hidrógeno y metano.9572 500.1420 0.6897 282.3982 1756.0000 3336.0002 282.1819 2265.0000 0. Primero se hace una integración térmica entre la corriente de salida del reactor y la entrada para aprovechar el calor generado en las reacciones. Además se agrega un divisor de corrientes “splitter”.6576 0.0000 0.6304 27. Especificación de reflujo mínimo y componentes clave. en la segunda ventana activar la opción “Perform Minimum Reflux Calculation” (2) y elegir los nombres de los componentes ligero y pesado.5 lbmols/hr en el domo. aproximadamente 0. ver figura A24. Oprimir OK y en la primera ventana dar clic en la opción “Specifications”. en el primer caso elegir al hidrógeno.05 lbmol/hr. Después dar doble clic sobre la columna Shortcut. Agregar las corrientes de salida en el domo y en el fondo. en el segundo al benceno (3). Finalmente __________________________________________________________________________________________ . ( (2) (3) Figura A 23. Adicción de una columna de métodos cortos. unir la columna con la corriente de salida de la válvula. Dar clic en la opción “Minimum Reflux” (1). renombrar como DOMOEST y FONDOEST respectivamente. En la tercera ventana especificar el flujo deseado de benceno en el domo. De la misma forma se especifica un flujo molar del metano de 11. Se abre una primera ventana con varias opciones ver figura A23.Apéndice B 165 Figura A22. Al correr la simulación el color de todos los bloques cambia a azul. En los resultados además de los flujos calculados se puede ver el número mínimo de platos requeridos 2. cerrar la ventana dando clic en el botón OK.166 Apéndice B dar en la opción “Products” de la primera ventana el flujo en el domo de aproximadamente 12 lbmols/hr y en la opción de “Condenser/Reboiler” activar la opción “Partial Condenser Type”.44 y recomienda que se use un reflujo de operación del doble del mínimo. Figura A24. Para ver los resultados del bloque de métodos cortos activar el menú del Mouse oprimiendo el botón derecho sobre el bloque de shortcut y en el menú dar clic en la opción “View Results”. Definición de la especificación de separación del benceno. __________________________________________________________________________________________ . Con esto se abre el editor de textos del simulador desplegando los resultados como puede observarse en la Figura A25. figura A26. Elegir el flujo dando clic en Flowrate. escribir 6 y dar clic en OK. A continuación oprimir el botón “Performance Specifications…” ver figura A 27. En el botón “Condenser” elegir un condensador parcial. dar este valor en la caja con el nombre de la corriente del fondo (5). Ahora hay que cambiar la columna estabilizadora que se definió con los métodos cortos por una columna de cálculo riguroso. Para cumplir estas especificaciones el simulador tiene que tener definidas que variables puede modificar. Finalmente dar clic en OK y correr la simulación. Despliegue de resultados del bloque Shortcut con el reflujo mínimo. dar un valor de 2. En la primera especificación de la ventana de “Specifications and Variables” dar clic en la palabra “Parameter” y se abre una ventana y en esta seleccionar Stream en la primera caja y en la segunda el nombre de la corriente para la cual se dan las especificaciones. Primero solicita el número de etapas que tendrá la columna de destilación. en este caso dar clic en NO (6). ver figura A26. tomar la corriente DOMOEST y oprimir la Parameter que aparece en rojo.Apéndice B 167 Figura A25. oprimir el botón OK. seleccionar la opción “All Components” en la caja de Flowrate y oprimir OK. Agregar una estimación del flujo del producto en el fondo de la columna de 300 lmol/hr. Para la segunda especificación seleccionar “column” y en el Parameter el “Reflux” y la opción Ratio. Primero se borra la columna de shortcut y con la paleta de equipos se elige un bloque “Distillation”. Oprimir otra vez OK y finalmente dar el valor de 14. Después de unir las corrientes de entrada y salida dar doble clic sobre el icono de la columna y se abre una ventana. el simulador da por omisión como variables las cargas de calor en el condensador y rehervidor. Primero dar clic en el botón “Pressure Profie…” (1) y en la ventana que se abre escribir el valor de 150 psia en la caja de “Top Tray Pressure” (2). Se abre una ventana de “Parameter Selection”. Al oprimir OK el PRO/II pregunta si se desea que el dato del flujo del fondo de la columna sea tomado como una especificación de la columna. Después oprimir el botón “Feeds and Products…” (3) y en la ventana de Feeds and products escribir 3 en la caja de Feed Tray (4). __________________________________________________________________________________________ .0 lbmol/hr. “Number of Theoretical Trays”. __________________________________________________________________________________________ . Figura A27. Especificaciones de la columna estabilizadora.168 Apéndice B ( 1) (2) (3 (5 (4 (6 Figura A 26. Datos de operación de la columna estabilizadora. 824 0.0011 0. torre de tolueno.8513 0. ver figura A29.657 271.0000 280.000 494. con 6 platos y alimentación en el plato 3. Para acelerar la convergencia de los cálculos cambiar las especificaciones de iteraciones en reciclos con el botón del menú “Recycle Data”.691 0.5504 0.707 223. ver figura A 28.2486 0.386 0.0000 H SAREACTOR Vapor 1150.570 3. presión en el domo de 15 psia y con flujo aproximado de 265 lbmol/hr de benceno en el domo.000 494.0072 0.0172 0.000 491.819 1756.627 70. En el condensador activar en la caja de “condenser Type” la opción de “Bubble Temperature”.5367 0.999 % molar y una relación de reflujo de 2. En la ventana de opciones de reciclo aumentar el numero de iteraciones para la convergencia a 100 (2) y activar el método de cálculos iterativos de Wegstein. Para hacerlo seleccionar el menú “Tools” y en las opciones ir a “Spreadsheet”. Primero se coloca una válvula a la salida del fondo de la torre estabilizadora. Esta mezcla se pasa a otra columna.689 0. como se observa en la figura A28.717 475.000 14.746 0.000 9.684 1520. tolueno y difenilo.048 228.015 0.142 C D E F G Component Rates ENREACTOR Vapor 936.4554 0.520 67.9500 0. con 32 platos.179 1544.000 17.594 0.524 1.824 0. El diagrama completo y los resultados de la simulación se muestran en la figura A30.0000 0.Apéndice B 169 El bloque de destilación del PRO/II permite hacer varias especificaciones.0456 0. ahí seleccionar la opción “Component Rates”.031 23.000 0.000 496.000 0. para reducir la presión hasta 15 psia.5367 0.918 0. Después se coloca un destilador.000 200. torre de benceno.022 263.0000 L FONDOEST Liquid 373.022 1791.424 498.274 23.000 LB-MOL/HR 500.0058 0.0072 0.658 4115.0555 0.0008 0. dejar solo las que sean de interés.000 500.760 3.000 500. Se abre en Excel una plantilla con los flujos de los componentes en todas las corrientes.647 150. por ejemplo en la ventana de la figura A27 se puede especificar la composición deseada de separación en vez del flujo molar. Por el domo se obtendrá benceno casi puro y en el fondo una mezcla de tolueno y difenilo.000 82.0000 J PURGA Vapor 100.672 3. con alimentación en el plato 18. B 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 Name Description Phase Temperature Pressure Molecular Weight Component Molar Rates H2 METHANE BENZENE TOLUENE BIPHENYL Total Component Mole Fractions H2 METHANE BENZENE TOLUENE BIPHENYL Stream HIDROGEN TOLUENO Vapor 100.1020 0.428 11.0009 I RECICLO Vapor 100.000 92.3751 0.0135 F PSIA LB-MOL/HR Figura A28. En el botón de Performance specification definir una composición de difenilo en el fondo de la torre de 0.924 282.000 2.396 0. Se puede observar que los resultados se aproximan mucho a lo que se calculo en el capitulo 4 para el mismo proceso.452 150. “Apply Wegstein Acceleration” (3).4267 0.0008 0.911 2265. Después de correr la simulación los resultados se pueden desplegar en una hoja de cálculo como Excel.000 280. operando a 14.0687 0.944 2.627 0.05 % molar y una relación de reflujo de 2.911 2056.000 25.4997 0.000 Liquid 100. __________________________________________________________________________________________ .7379 0. En el condensador activar en la caja de “condenser Type” la opción de “Bubble Temperatura”.000 0.7 psia de epresión.0000 0.000 13.524 0. Al correr la simulación se requiere dar clic varias veces en el botón “Run”.0000 K DOMOEST Vapor 129.0500 1.000 13. Para completar la simulación se agregan dos columnas de destilación para separar el benceno.000 9.638 0. En el botón de Performance specification definir una composición de benceno en el fondo de la torre de 0. Flujo de los componentes en algunas de las corrientes en Excel.4554 0.000 3338.000 4115. Opciones de aceleración de convergencia en reciclos.170 Apéndice B ( 1) (2) (3) Figura A29. __________________________________________________________________________________________ . 0000 0.7278 93.0000 1.071 99.9416 372.0000 500.4073 1.Apéndice B 171 REC-TOL P1 REC-TOL1 planta de benceno a partir del tolueno RECICLO PURGA 1 1 DOMOEST 2 3 4 5 6 7 BENCENO 1 S7 8 C1 DIVISOR 9 10 11 12 13 14 2 VAPOR SAREACTOR CONTROL S4 S6 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 3 V1 ENREACTOR HIDROGENO S3 E2 E1 E5 S1 FLASH S5 LIQUID TOLUENO MEZCLADOR S9 REACTOR E4 ESTABILIZADO FONDOEST T2 6 S8 V2 4 TOLBIF 5 32 T3 6 DIFENILO Stream Name Stream Description Phase Fluid Rates H2 METHANE BENZENE TOLUENE BIPHENYL Rate Temperature Pressure Enthalpy Molecular Weight Mole Fraction Vapor Mole Fraction Liquid LB-MOL/HR HIDROGENO TOLUENO ENREACTOR SAREACTORRECICLO Vapor Liquid Vapor Vapor Vapor PURGA Vapor LIQUID DOMOESTFONDOESTBENCENO DIFENILO REC-TOL Liquid Vapor Liquid Liquid Liquid 0.0000 1.1153 154.7671 176.7672 20.285 4199.1420 17.0000 0.0000 0.8518 10.8992 0.7055 271.0000 0.0646 0.9803 2242.0000 0.0001 4.0002 0.0000 500.0048 4.1507 17.0000 0.6078 1150.0012 0.0000 0.1235 10.7928 0.9999 133. Diagrama completo de la simulación y resultados.0000 0.0673 4.0000 0.0000 494.1760 3.0000 0.7949 1927.8062 0.0000 0.1751 270.8004 4.7174 92.0000 494.1812 2.0000 494.1489 91.0000 1.0000 1952.7113 1.7417 2.9976 1350.6862 18.0000 1.8037 0.1606 300.8285 0.0492 265.0000 0.3361 82.0000 0.5064 25.763 265.0000 0.0000 4.0037 4.9999 293.264 1.502 364.0000 0.805 Liquid 0.0000 149.014 3306.7188 0.0000 0.1612 0.3769 500.9846 89.0000 Figura A30.0000 498.2809 5.8518 78.0000 1825.4652 70.8037 LB-MOL/HR F PSIA MM BTU/HR 500.4116 1557.4120 198.0000 23.0000 1.0000 1.0000 0.2243 0.2342 25.0000 4.0002 1.0000 1.9999 99.000 4181.4163 89.9098 0.0000 1.0000 20.887 475.5064 0.648 388.9999 99.0000 30.7930 0.0000 0.7586 1.0000 1.5746 78.8636 495.0091 229.2859 0.0002 372.0000 0.0274 89.0001 0.0000 0.9999 99.8380 1.0000 99.000 280.6938 0.0000 280.0000 0.0058 0.0000 150.0000 15.0000 1.7985 21.9371 0.5000 500.0000 1.0005 0.0000 0. __________________________________________________________________________________________ .0000 15.9807 283.0033 94.397 486. ______________________________________________________________________________________________ . Apéndice C 175 Apéndice C Datos de procesos químicos ______________________________________________________________________________________________ . La reacción es altamente exotérmica por lo que se remueve el calor generado en la reacción por cambiadores de calor entre las camas del catalizador para generar vapor. Menos del 10% del etilbenceno se consume en otras reacciones de las cuales las más importantes son: C6H5-C2H5 Æ C6H6 + C2H4 C6H5-C2H5 + H2 Æ C6H5-CH3 + CH4 También se forma algo de CO2 y pueden polimerizarse pequeñas cantidades de estireno. Luego el etilbenceno es deshidrogenado en otra parte de la planta. El agua es fácilmente separada de los hidrocarburos ya que son inmiscibles. 1. en fase líquida. Una pequeña cantidad de polietilbenceno (PEB) se recupera del domo de la columna de PEB y se recicla al reactor de alquilación. en la proporción molar de vapor a etilbenceno de 1. en los que se genera vapor y se recupera calor. Proceso de fabricación del estireno. en un separador Agua/Aceite. El fondo de la columna de PEB se extrae como “Flux Oil” como se describe adelante. Se agrega vapor de agua al EB antes de que entre al reactor. El agua se envía a una unidad de biotratamiento.176 Apéndice C Se presentan en este apéndice los datos de algunos procesos químicos para tomar como base para el desarrollo de proyectos. En la sección de fraccionamiento de la unidad SM el EB sin reaccionar. donde es trans alquilado con benceno sobre una segunda cama de catalizador de zeolita para producir una cantidad adicional de EB. En la sección de fraccionamiento de la unidad EBO. cerca de su temperatura de ebullición el estireno se polimeriza. unidad EBO. en un reactor de cama fija. además. La carga de benceno fresco se combina con una corriente de reciclo de benceno antes de entrar al reactor de alquilación. Además el vapor de agua provee el calor necesario para la reacción ya que es altamente endotérmica. hierro y cromo como catalizador. el EB se extrae como producto en el domo de la columna de EB. a EB sobre un catalizador de zeolita. sobre una serie de camas catalíticas con oxido de zinc. El efluente del reactor es enfriado y condensado en una serie de cambiadores de calor. En una primera unidad de proceso. por el domo en el destilador EB/SM. así como para reducir la formación de coque sobre el catalizador.0% pero separarlo del etilbenceno es difícil ya que sus temperaturas de ebullición son muy cercanas. El estireno grado monómero (SM) se fabrica a partir del etilbenceno. El reactor opera adiabáticamente a 630 °C y una atmósfera. donde es hidrogenado. el benceno sin reaccionar se recupera en el domo de la columna de benceno. con el propósito de reducir la presión parcial del estireno e hidrógeno. El benceno fluye desde la parte superior del reactor a través de una serie de camas fijas de catalizador. disminuir la extensión de la reacción inversa. mientras que el etileno se distribuye equitativamente a través de las camas del catalizador. ocurre la alquilación del benceno con etileno para obtener etilbenceno (EB). en fase vapor. El gas incondensable se comprime y se usa como combustible.5 a 1. tolueno y benceno se separan del SM. la unidad SM para dar el SM por la reacción: C6H5-C2H5 ↔ C6H5-C2H3 + H2 En la unidad EBO el benceno se alquila. por ello se agrega en el domo de la columna EB/SM un solvente para inhibir la polimerización del SM. El estireno se extrae con una pureza mayor a 99. Las temperaturas normales de ebullición de los componentes son: ______________________________________________________________________________________________ . El producto EB se pasa a la unidad SM. Proceso de producción del fenol. 2. La segunda contiene el reactor de ruptura en donde el hidroperóxido se descompone en fenol y acetona. el principal subproducto es el alcohol dimetil benzoico. CH3 | CH | CH3 + ½ O2 CH3 | C-OH | CH3 Cumeno Alcohol dimetil benzoico En el reactor de ruptura se usa ácido sulfúrico como catalizador a 70°C y 1. El proceso de fabricación del fenol a partir del cumeno consiste de tres secciones. para separar el benceno del tolueno.Apéndice C 177 Componentes Hidrógeno Metano Etileno Benceno Agua Tolueno Etilbenceno Estireno Teb. La corriente del domo pasa a la segunda columna. Los subproductos pesados que se obtienen como residuos pesados. por el fondo. La corriente del domo del destilador EB/SM se refina en una secuencia de dos columnas. En la primera ocurre la oxidación del cumeno para formar hidroperóxido de cumeno. La última sección contiene un tren de separadores para recuperar el hidroperóxido y refinar el fenol. En la primera columna se recupera el EB.95 % en peso. el “Flux Oil” de la columna EB y el alquitrán de la columna SM. La reacción principal es: ______________________________________________________________________________________________ . se usan como combustible en el sobre calentador de vapor de la unidad SM. el benceno se recicla a la unidad EBO mientras que el tolueno se extrae como subproducto. La pureza del SM es mayor al 99. La reacción en el primer reactor es: CH3 | CH | CH3 CH3 | C-O-OH | CH3 + O2 Cumeno Hidro peróxido de cumeno Esta reacción se efectúa a 130 °C y 14 atm en presencia de un catalizador. que se recicla a la entrada del reactor de deshidrogenación. °F -423 -259 -155 178 212 231 277 293 El producto SM se obtiene en el domo de la columna SM y en el fondo una mezcla de hidrocarburos pesados que se denominan como alquitrán.5 atm. conocido también como dimetil fenil carbinol. Las temperaturas normales de ebullición de los componentes son: Componente Acetona Cumeno α-metil estireno Hidroperóxido de cumeno Fenol Acetofenona alcohol dimetil benzoico Teb. Proceso de producción del anhídrido eftálico. El anhídrido eftálico se usa ampliamente como base de un plástico sintético. de acuerdo a las siguientes reacciones: CH3 | C-OH | CH3 C=O | CH3 + CH4 Cumeno Acetofenona CH3 | C-OH | CH3 CH2 | C | CH3 α-metil estireno A la salida del reactor antes de separar los productos se neutraliza la mezcla con NaOH. El proceso tradicional involucra la oxidación parcial del naftaleno con ______________________________________________________________________________________________ . K 329 426 438 443 455 475 608 3.CH3 Acetona Hidro peróxido de cumeno También se forman pequeñas cantidades de acetofenona y alfa metil estireno.C. La acetofenona y el alcohol dimetil benzoico se desechan como subproductos sin valor comercial. que se emplea en los interiores de los autos y otras aplicaciones.178 Apéndice C CH3 | C-OO-H | CH3 O OH Fenol + CH3. En la sección de separación de productos el α-metil estireno se deja junto al cumeno ya que al reciclarlos al primer reactor pasan por otro reactor en donde una corriente de hidrógeno convierte al α-metil estireno en cumeno. oxígeno y nitrógeno. que se desecha. P=50 psig. CH2=C(CH3) CH3 + O2 Æ CH2=C(CH3) CHO + H2O Isobutileno (ISO) Metacroleina (MA) T=400 ºC. S=selectividad =0. catalizador Cu. acetona (Teb=56°C). Las reacciones principales son: ______________________________________________________________________________________________ . acetonitrilo (CH3CN). ácido acético y acetaldehído. En las dos reacciones se obtienen pequeñas cantidades de acetona. En la corriente que se recicla el ISO se tiene una purga (10% en mol) que contiene además. a 500 K y 10 atm. acetaldehído (Teb=21°C).85. La base del proceso de producción del acrilonitrilo (CH2=CHCN) es la oxidación catalítica del propileno (CH2=CHCH3) y amoniaco. catalizador Pt. 5.8 mol MA/mol ISO CH2=C(CH3) CHO + ½ O2 Æ CH2=C(CH3) CO2H (MA) Acido metacrilico (MAA) T=380 ºC. agua y óxidos de carbono (CO y CO2). Proceso de producción del metil metacrilato El monomero de metil metacrilato (MMA) se usa ampliamente para producir plásticos acrílicos. Esta corriente de MAA ingresa a la tercera sección del proceso y se alimenta a un reactor junto con una corriente de metanol.9 mol MAA/mol MA Se usa vapor de agua para evitar coquización y aire que provee el oxígeno. La solución acuosa del MMA sale como producto.8. La primera en donde ocurren las siguientes reacciones principales. xISO=0. El metanol que no reacciona se separa del MMA y el agua por medio de un flash y se recicla al reactor. La conversión del naftaleno es 0. Proceso para la fabricación del acrilonitrilo.0 A la entrada del reactor se tiene una proporción de 1.9. P=40 psig.Apéndice C 179 aire. La segunda sección es de separadores en donde se recuperan el ISO y la MA que no reaccionaron y se reciclan. Los principales subproductos son ácido cianhídrico (HCN). usando aire como oxidante.5 moles de metanol por mol de MAA. En el proceso para su fabricación se tienen tres secciones. y el MAA por el fondo. La única reacción que ocurre en este reactor es: CH2=C(CH3) CO2H + CH3 OH Æ CH2=C(CH3) CO2CH3 + H2O (MAA) Metil metacrilato (MMA) T=300 ºC. S=selectividad =0. En uno de los destiladores de la segunda sección se obtiene ácido acético (Teb=118°C) por el domo. xMAA=1. Las reacciones son: C10H8 + (naftaleno) C10H8 + O2 O2 Æ Æ C8H4O3 + CO2 (anhídrido eftálico) CO2 + H2O + H2O 4. xMA=0.90 y la selectividad de anhídrido eftálico por mol de naftaleno es 0. P=20 psig. 05 88.3 90 -117 100 79 Selectividad: moles CH3CHO/mole CH3CH2OH = 0. CO2.8. Componente Acetaldehído Acetato de etilo Acido acético Butanol Hidrógeno Agua Alcohol etílico P. a partir del butano se tiene las siguientes reacciones. CO y aire. CH3CH2OH Æ CH3CHO + H2 2CH3CH2OH Æ CH3-COO-C2H5 + 2H2 0.052 74.5 CH3CN + 3 H2O + 3 NH3 + 3 O2 Æ 3 HCN + 6 H2O + 4.123 2. C4H10 + 3 ½ O2 Æ C4H2O3 + 4 H2O C4H10 + 6 ½ O2 Æ 4 CO2 + 5 H2O C4H10 + 4 ½ O2 Æ 4 CO + 5 H2O ______________________________________________________________________________________________ .5 NH3 +1.05 cada una. por el fondo de esta sale agua y acetonitrilo.04 2CH3CH2OH Æ CH3(CH2)3OH + H2O CH3 CH2OH + H2O Æ CH3COOH + 2H2 La conversión del etanol es alrededor de 95 %. Proceso de fabricación del anhídrido maléico. Las selectividades hacia los otros subproductos son iguales. El efluente del reactor es enfriado y lavado con agua en un absorbedor. esta corriente pasa a un destilador en el cual se recupera todo el acetonitrilo por el domo y el fondo se manda a biotratamiento. Todo el amoniaco se consume.015 46.92 Selectividad: moles CH3-COO-C2H5/mole CH3CH2OH = Selectividad: moles CH3(CH2)3OH /mole CH3CH2OH = 0. dando cantidades menores de acetato de etilo.107 60. 0.5 O2 Æ 1.02 7. 44.5 O2 Æ CH2=CHCN + 3 H2O + 1. C4H2O3.180 Apéndice C C3H6 C3H6 C3H6 C3H6 C3H6 + NH3 + 1. 6. saliendo por el domo C3H6.02 Selectividad: moles CH3COOH /mole de CH3CH2OH = 0. El fondo líquido se alimenta a una columna de acrilonitrilo crudo. presión de 50 a 200 Kpa La conversión del propileno es de 90 % y la selectividad de acrilonitrilo es de 0. La corriente del domo de la columna de acrilonitrilo crudo ingresa a un destilador en el que se obtienen por arriba el ácido cianhídrico y por la parte de abajo acrilonitrilo.M. ºC 21 77 118. Considere un 20 % de exceso de O2 con respecto al estequiométrico. butanól y ácido acético.015 Teb. En la fabricación del anhídrido maléico.5 O2 Æ 3 CO2 + 3 H2O + 3 O2 Æ 3 CO + 3 H2O Temperatura de 400 a 450 °C. Selectividad= (moles de producto generado)/(moles totales de propileno reaccionadas). Proceso de fabricación del acetaldehído El acetaldehído se obtiene a partir de etanol.016 18. Especies Butano AM Acido Fumárico CO CO2 H2O O2 N2 Otros procesos: Proceso de producción del ácido acrílico. catalizador: V2O5 – P2O5 sobre sílica alúmina. La conversión del butano es de 80 % y la selectividad a anhídrido maléico (AM) es de 70%. Las selectividades hacia CO2 y CO son iguales. P=1 atm. El oxígeno se toma del aire con 21 % de oxígeno. PM 58 98 116 18 44 18 32 28 Teb. Se debe considerar un 20 % de exceso de O2 con respecto al estequiométrico. Proceso de producción de la urea. °C -06 202 290 -192 -78.5 100 -183 -196 Solubilidad En agua Insoluble Muy soluble Muy soluble Insoluble Insoluble ---Insoluble Insoluble ______________________________________________________________________________________________ . Proceso de producción de la di-etanol amina.Apéndice C 181 Con las siguientes condiciones de operación T = 500 °C.