Diseño de Reactor y Torre

Produccin de Etanol a partir de hidratacin de Etileno

Produccin de Etanol a partir de hidratacin de Etileno Semestre: 2015-2

Tabla de contenido1.- Resumen ejecutivo22.- Teora General3 2.1 Torre de Destilacin3 2.2 Anillos de empaque Dixon6 2.3 Reactor72.4 Modelo cintico 123.- Metodologa de Solucin13 3.1 Balance de Materia13 3.2 Balance de Energa14 3.3 Tanque Flash18 3.4 Torre de Destilacin Diseo21 3.5 Torre de Destilacin Simulacin243.6 Reactor de Lecho Fijo294.- Descripcin del Proceso305.- Resultados315.1 Balance de Materia y Energa 315.2 Tanque Flash335.3 Diagrama Flujo de Proceso345.4 Anlisis econmico36 5.4.1 Torre de Destilacin36 5.4.2 Reactor y Equipo Industrial38 5.4.3 Tubera38 5.4.4 Servicios396.- Diseo de Calentador y Enfriador40 6.1 Calentador40 6.2 Enfriador437.- Optimizacin de Proceso468.- Discusin de Resultados479.- Conclusiones5010.- Isomtrico Planta de Etanol5111.- Planos52 12.- Bibliografa55

1.- Resumen EjecutivoEl alcohol etlico o Etanol, es el componente activo esencial de las bebidas alcohlicas. Puede obtenerse debido a la hidratacin del etileno. El alcohol etlico; no slo es el producto qumico orgnico sinttico ms antiguo empleado por el hombre, sino tambin uno de los ms importantes, sus usos ms comunes son industriales, domsticos y medicinales.

El objetivo principal es producir 30000 Ton/ao de etanol, considerando que en un ao es de 330 das, por consiguiente debemos mejorar el proceso donde se vea reflejado un mximo aprovechamiento de los recursos disponibles (tanto materiales as como monetarios) as como maximizar los beneficios.

El etileno est disponible de una tubera a 5000 kPa y 25 C. Se mezcla con una corriente recirculada caliente y posteriormente se mezcla con agua de alimentacin de caldera (extremadamente puro) que es bombeada a 5000 kPa a 90 C. La alimentacin del reactor se calienta previamente a su ingreso y reacciona adiabticamente, el efluente de la reaccin se enfra mediante un cooler. El efluente del reactor enfriado se hace pasar a travs de una vlvula de estrangulacin para reducir la presin a 500 kPa (con la que se busca optimizar la presin y la temperatura para diferentes casos). En V-201, todo el etileno, etano, algn rastro de etanol y agua entran hacia la corriente 9. Parte de la corriente 9 se recicla y otra se purga. La corriente 10 se destila adicionalmente para producir 90% en composicin moler de etanol "crudo" y una corriente de agua residual que debe enviarse al tratamiento de residuos.

En el presente documento se puede observar que las utilidades en comparacin con los costos son menores. Esto se hace ms evidente debido a que se precis el clculo de las tuberas del proceso y el diseo, tanto de enfriadores como de calentadores, fue especificado con un mtodo ms extenso y confiable, y en consecuencia, la certeza del anlisis econmico aument.

Para la optimizacin de los procesos de calentamiento y enfriamiento, as como para la optimizacin del reactor y el tanque flash se tomaron en cuenta los parmetros mencionados en el presente documento y en el enunciado del problema; La conversin en el reactor se asume del 20%, para el flash se considera un tiempo de residencia de 10 minutos y gracias a esto se puede hacer un pre-diseo de ambos equipos para lograr complementar el anlisis mecnico de alimentacin y el anlisis econmico del proyecto.

Para mejoras generales del proyecto y proceso, se siguen considerndolas siguientes recomendaciones: Encontrar un punto ptimo de temperatura y presin a la cual opera el reactor. Disminuir costos tanto de compresin, destilacin, de enfriamiento y calentamiento. Hacer un arreglo de intercambiador proceso-proceso. Profundizar en clculos y mtodos ms rigurosos para el diseo de equipo.Produccin de Etanol a partir de hidratacin de EtilenoSemestre: 2015-2

Emplear simuladores de procesos para no romper parmetros fsicos y estructurales del proceso y en caso de que existan realizar las correcciones.

2.- Teora

2.1 Torre de destilacin

Es el proceso de transferencia de masa gas-lquido en el cual los componentes de una mezcla lquida son separados por diferencias en sus presiones de vapor. El componente con mayor presin de vapor pasa ms fcilmente a la fase vapor y el componente con menor presin de vapor se queda preferentemente en la fase lquida. De la misma forma el proceso de destilacin se puede definir como una tcnica que nos permite separar mezclas, comnmente lquidas, de sustancias que tienen distintos puntos de ebullicin. Cuanto mayor sea la diferencia entre los puntos de ebullicin de las sustancias de la mezcla, ms eficaz ser la separacin de sus componentes; es decir, los componentes se obtendrn con un mayor grado de pureza.

La forma de destilacin ms antigua es la que se realiza para obtener bebidas alcohlicas. As, al calentar una mezcla que contiene agua y alcohol, los componentes ms livianos, en este caso el alcohol, se concentran en el destilado. Las columnas de destilacin, elementos utilizados para llevar a cabo este proceso, son el resultado de la evolucin tecnolgica en la que se hace exactamente lo mismo slo que de una manera ms eficaz: a travs de una serie de etapas hay evaporaciones y condensaciones escalonadas, acopladas entre s.

La destilacin se aplica en casi toda la industria qumica. Histricamente, el gran inters en la destilacin proviene de la industria del petrleo para obtener el combustible que usamos habitualmente, o tantos otros derivados como los plsticos. Gran parte de la investigacin en destilacin se ha realizado en este sector, que utiliza siempre la modalidad "continua" porque las cantidades en juego son muy grandes. En tanto, la destilacin del mtodo "batch" se utiliza en la industria pequea y mediana -farmacutica, alimenticia; de transistores.

Tipos de columnas de destilacin

Hay varios tipos de columnas de destilacin, cada una diseada para un determinado tipo de separacin y cada una difiere de la otra en trminos de complejidad. Una manera de clasificar las columnas de destilacin es observar cmo operan. Por tanto tenemos:

Columnas batch Columnas continuas

Principales componentes de una columna de destilacin

Las columnas de destilacin constan de varios componentes, cada uno es usado ya sea para transferir energa calorfica o transferir materia. Una tpica columna de destilacin contiene los siguientes componentes (entre parntesis va la terminologa en ingls):

Un armazn vertical donde tiene lugar la separacin de los componentes del lquido Componentes internos de la columna tales como platos (trays) y/o empaquetaduras (packings) que se usan para promover la separacin de componentes Un ebullidor (reboiler) que provee la vaporizacin necesaria para el proceso de destilacin Un condensador (condenser)que se usa para enfriar y condensar el vapor saliente de la parte superior de la columna Un tanque de reflujo (reflux drum) que maneja el vapor condensado que viene de la parte superior de la columna de manera que el lquido (reflujo) pueda ser recirculado a la columna.

El armazn vertical aloja los dispositivos internos y junto con el condensador y el rehervidor, constituyen la columna de destilacin.

Figura Nm. 1 Esquema de unidad de destilacin tpica de alimentacin simple y dos flujos de productos

Mtodos de anlisis.

Para analizar o disear una torre de destilacin existen diferentes mtodos, y se clasifican en mtodos grficos, mtodos cortos y mtodos rigurosos. En los mtodos grficos solo es posible el anlisis de una torre de destilacin con una mezcla binaria, y slo son tiles para un diseo muy preliminar. Los mtodos grficos ms empleados son McCabe-Thiele y Ponchon-Savarit. El primero emplea un diagrama de fracciones mol en lquido y vapor para el anlisis, mientras que el segundo utiliza un diagrama entalpia contra fraccin mol a presin constante.

Los mtodos cortos emplean ecuaciones que relacionan los parmetros importantes en la torre, sin integrar mtodos de prediccin de propiedades en los clculos, y son aplicables a destilacin multicomponente. Algunos de estos mtodos son Fenske-Underwood-Gilliland y Edminster.

Los mtodos rigurosos involucran modelos matemticos de prediccin de propiedades en sus clculos para obtener los parmetros de la torre. Este tipo de mtodos son bastante complejos, de tal manera que ya se encuentran programados en simuladores de procesos.

Mtodo FUGEl mtodo FUG est basado principalmente en cuatro ecuaciones, las cuales predicen los parmetros de la torre dando como datos la distribucin de los componentes claves en el fondo y el domo de la torre, la relacin de reflujo de la torre, el plato de alimentacin y el perfil de presiones de la torre. Las ecuaciones que integran el mtodo FUG son las siguientes:

Ecuacin de Fenske: Calcula el nmero mnimo de etapas de equilibrio necesarias en la torre para lograr la separacin deseada. Este nmero de etapas corresponde a un reflujo total en la torre. Para emplear estas ecuacin deben indicarse los componentes clave ligero (representado por i) y pesado (representado por j) y su distribucin en primero (plato 1) y en el ltimo plato (plato N+1) de la torre (contados de abajo hacia arriba), as como la volatilidad relativa entre ambos compuestos, la cual se supone constate en toda la torre. La ecuacin de Fenske es la siguiente:

.. Ecuacin (a)

La volatilidad relativa media en la columna entre los componentes clave ligero y clave pesado () se calcula como la media geomtrica de las volatilidades relativas entre los compuestos i y j en el primero y ltimo caso.

Ecuacin (b)

Al despejar la ecuacin 1 se puede obtener la distribucin de los componentes (i) no claves en el destilado (bi), como se muestra en las siguientes ecuaciones.

Ecuacin de Underwood: Con esta ecuacin se determina el reflujo mnimo en la torre, que corresponde a etapas de equilibrio infinitas, y aun cuando este reflujo mnimo es una condicin imposible para operar, sirve como referencia para saber a partir de qu reflujo se puede operar la torre. Para obtenerlo se deben resolver de manera simultnea las siguientes ecuaciones:

.. Ecuacin (c)

Ecuacin (d)

Correlacin emprica de Gilliland: es usada para calcular las etapas de la torre dado un reflujo real, el cual es mltiplo del reflujo mnimo obtenido de la ecuacin de Underwood. Esta correlacin se expresa como:

Ecuacin (e)

Dnde: Ecuacin (f)

Esta correlacin es vlida siempre y cuando el nmero de componentes se encuentre entre 2 y 11, la presin sea mximo 40.82 atm, la condicin trmica de alimentacin (q) tenga un valor entre 0.28 y 1.42, y la volatilidad relativa est entre 1.11 y 4.05

Ecuacin de Kirkbride: De esta ecuacin se obtiene la etapa de alimentacin optima suponiendo distribucin ideal de los componentes en toda la torre, sin embargo, si la zona de agotamiento posee ms etapas que la zona de rectificacin, esta ecuacin pierde exactitud , ya que la relacin de boilup no es considerada importante en el diseo de la torre.

.Ecuacin (f)

2.2 Anillos de Empaque Dixon

Los anillos Dixon fueron desarrollados en 1946 por el Dr. Olaf George Dixon mientras trabajaba para ICI y se utilizan actualmente en los procesos donde el alto rendimiento es esencial. Hay una serie de artculos publicados acerca de la caracterizacin de los anillos Dixon y sus aplicaciones en la destilacin; sin embargo, hay poco trabajo publicado en la contracorriente (scrubbing) del rendimiento de los anillos de Dixon.

Croft Servicios de Ingeniera ha desarrollado un mtodo de fabricacin revolucionario para los anillos Dixon que se pueden utilizar en ambos (columnas): Absorcin de lavado a contracorriente, incluido el lavado de CO2 del aire, as como las separaciones de destilacin duros tales como tritio a partir de agua. Este elemento de malla cilndrica de pequeo tamao en comparacin con los lderes del mercado (anillos Pall, sillas de montar Intalox) ofrece un rendimiento superior en una amplia gama de aplicaciones.

Los anillos Dixon se forman a partir de secciones planas de malla 100x100 o malla 60x60. La malla se enrolla entonces para formar una figura cilndrica con la barra transversal tanto para proporcionar rigidez al anillo como para evitar el aplastamiento y para proporcionar un rea de superficie adicional. La malla de alambre tejido se utiliza en una multitud de aplicaciones de filtracin para eliminar las partculas fsicas de una corriente de lquido, sin embargo, aqu la malla de alambre tejido est siendo utilizado para la generacin de una pelcula lquida que proporciona una separacin qumica sin el requisito de energa adicional para promover la separacin. Ms bien, el proceso de separacin (o transferencia) se produce a travs del contacto ntimo entre lquido y gas.

Para maximizar la eficiencia de una columna rellena con anillos Dixon el dimetro debe ser un mnimo de seis veces el de una unidad singular. Por lo tanto, cuando se trabaja con anillos Dixon de 1/8"(3,175 mm) la columna debe ser un mnimo de 20 mm, sin embargo, es conveniente disear columnas con un dimetro mayor que este.

El principio detrs de la aplicacin a de los anillos de Dixon es la formacin de una pelcula lquida sobre los anillos, en el que pasar el gas hacia arriba y sobre esta pelcula entra en contacto para llevar a cabo la transferencia. Uno de los requisitos especficos de los anillos de Dixon es entonces la necesidad de pre-humectacin. Si se inicia la operacin sin humectacin previa de los anillos, la eficiencia se reduce considerablemente. La pre-humectacin se logra por la inundacin de la columna lentamente; la vlvula del fondo se cierra y el lquido se deja funcionando para inundar la columna a un flujo bajo que deje bolsas de aire y permita que todos los anillos Dixon sean humedecidas a fondo. Es recomendable dejar la columna inundada entre usos.

2.3 Reactor

Para el diseo de un reactor de lecho empacado (PackedBed Reactor), se parte del balance general de materia: Entrada- Salida + Generacin = Acumulacin; donde el trmino de Generacin se remplaza el trmino (-rA)V por el trmino (-rA)'W (para reacciones heterogneas, en funcin del peso del catalizador), es decir:

La correspondiente ecuacin para un reactor tubular en la que tiene lugar una reaccin fluido-slido (proceso heterogneo) o una reaccin cataltica ser de la forma:

La obtencin de la ecuacin de diseo para un reactor cataltico se realizar de la forma anloga que cuando se obtuvo la correspondiente ecuacin de diseo de un reactor de flujo pistn para reacciones homogneas. Para llevar a cabo la integracin simplemente reemplazaremos el volumen por el peso de catalizador.

El balance molar de especies A referido al peso de catalizador dW queda reflejado en la siguiente ecuacin:

Entrada - salida + generacin = acumulacinEs decir,

FA(W) - FA(W+dW) +(rA')dW=0

El anlisis dimensional del miembro izquierdo de la ltima expresin nos queda

Dividiendo la ecuacin por dw cuando dw tienda a cero podemos escribir:

En el caso de que la cada de presin a lo largo del reactor, y la desactivacin del catalizador se puedan despreciar, la forma integral de la ecuacin de diseo para un reactor de lecho fijo cataltico la podemos escribir como:

En las reacciones en fase heterognea, la concentracin de las especies reaccionantes es proporcional a la presin total del sistema, y consecuentemente, si no tenemos en cuenta la cada de presin en el reactor podemos obtener fallos de operacin en el reactor no previstos.

La forma diferencial de la ecuacin de diseo en trminos del peso de catalizador es

Adems

Si tomamos como ejemplo la reaccin de primer orden isotrmico que se lleva a cabo en un reactor de lecho fijo

La ley de velocidad correspondiente es:

Sustituyendo el valor de la CA en la expresin de la velocidad:

Cuanto mayor sea la prdida de presin en el reactor menor ser la velocidad de reaccin. Si sustituimos la expresin de la velocidad de reaccin en el balance de masa:

Como FA0=CA0QA0, y asumiendo operacin en condiciones isotrmicas:

Ahora necesitamos relacionar la cada de presin con respecto al peso de catalizador. La mayora de las reacciones son catalizadas haciendo pasar el reactivo a travs de un lecho fijo de partculas catalticas. La expresin ms utilizada para calcular la cada de presin de un gas cuando atraviesa un lecho poroso es la ecuacin de Ergun:

Donde:P = Presin, lb/ft2 = Porosidad=volumen de polvo/volumen total de del lecho(1-) = Volumen de slido/volumen total del lechogc = 32.174lbm.ft/s2.lbf (factor de conversin)4.17x108lbm.ft/h2.lbfDp = Dimetro de la partcula en el lecho, ft=Viscosidad del gas que pasa a travs del lecho, lbm/ft hL = Longitud del tubo, ftU = Velocidad superficial=flujo volumtrico/rea transversal del tubo ft/h = Densidad del gas, lb/ft3G=U=velocidad msica superficial, g/cm2s lbm/ft2h

En los reactores de lecho fijo, es ms interesante la relacin entre la presin y el peso de catalizador ms que la relacin entre la presin y el volumen del reactor. El volumen del reactor y el peso de catalizador estn relacionadas a travs de la ecuacin:

Donde Ac es el rea transversal. Ahora podemos escribir la ecuacin en trminos del peso de catalizador:

En el caso de que la densidad del gas no sea constante tendremos que transformar la ecuacin anterior. Si el reactor opera en estado estacionario, el caudal msico en cualquier punto del reactor, Q(kg/s), es igual al caudal msico de entrada, Qo:

Donde Q es el caudal volumtrico (cm3/s)

Si tenemos en cuenta la expresin que relaciona la variacin del caudal volumtrico con las variables de operacin y la estequiometria de la reaccin:

Despejando r, de la ecuacin anterior y sustituyendo el valor Q/Qo obtenido, obtenemos la expresin siguiente:

Combinando las ecuaciones generadas anteriormente:

Obtenemos la expresin

Donde

Con la ayuda de las ecuaciones anteriores, podemos obtener una expresin similar pero en trminos de peso de catalizador:

Con

En condiciones de operacin isotrmica, dichas ecuaciones son slo funcin de la conversin y presin, y tendrn que resolverse de forma simultnea. Reactor tubular en estado estacionario con intercambio de calor. La ecuacin diferencial que describe el cambio de temperatura con el volumen (o distancia) a lo largo del reactor tiene la expresin

Esta expresin la podemos reescribir en trminos del peso de catalizador y obtenemos

2.4 Modelo cintico

La reaccin principal para la hidratacin de etileno en fase gas es:

La reaccin ocurre en la superficie del catalizador, donde las expresiones para la rapidez de reaccin hacia adelante y hacia atrs tienen la forma del modelo de absorcin tipo LHHW:

Las expresiones de las diferentes constantes son:

La energa de activacin est dada en kJ/kmol, y las presiones parciales pi en atmsferas.Para condiciones normales se puede despreciar el ltimo trmino que expresa la concentracin del compuesto DEE, di-Etiletr, puede ser despreciado. Junto con la reaccin principal ocurren las siguientes reacciones paralelas:

Donde las expresiones para las respectivas constantes son:

3.- Metodologa de Solucin

3.1 Balance de materia

Enfoque inverso ya que no se conoce la alimentacin 1, o la 2, que est en funcin de N y C1; C2=C2 (N, C1), se parte de la produccin deseada:

Se considera que 1 ao es igual a 330 das

=produccin anual de etanol

C3 debe fijarse tal que se obtenga en D12; C3=C3 ()3.2 Balance de Energa

Para el clculo de la entalpa, es conocido que la temperatura de la mayora de las corrientes sobrepasa los 25 C, por lo que es necesario calcular la entalpa de modo que el resultado este evaluado a las condiciones de cada corriente.

Para efectuar el clculo, se procede a usar la siguiente ecuacin, la cual toma una entalpia de referencia (normalmente entalpa a 25C) y una ecuacin de Cp (Calor Especifico, a presin constante), donde la ecuacin est integrada de T1 a T2, donde T1, normalmente es una temperatura a 25C y T2 es la temperatura a la cual queremos calcular la entalpa

Ecuacin 1: Forma para calcular Entalpa a Tn

Dicha ecuacin de Cp vara en su forma, y en el valor que pueden tomar sus constantes dependiendo del autor. La forma ms comn de ecuaciones para el Cp es la de un polinomio.

Debido a que hay gases y lquidos presentes en las corrientes, se necesita una ecuacin especial para calcular el Cp de gases y una para lquidos.

La ecuacin utilizada para calcular el Cp de gases fue la siguiente[footnoteRef:1] y se debe evaluar la temperatura en Kelvin: [1: L.B. Andersen y L.A. Wenzel, Introduction to Chemical Engineering, McGraw Hill. Kogakusna, Tokio, 1961]

Donde las constantes para cada componente son:CompuestoHeat Capacity (Ideal Gas)

ABCDE

Etileno1.756E+016.922E-029.357E-05-1.293E-074.294E-11

Etano3.331E+01-1.113E-023.566E-04-3.762E-071.198E-10

Acetileno8.709E+001.764E-01-2.419E-041.689E-07-4.437E-11

Metano3.615E+01-5.112E-022.215E-04-1.824E-074.899E-11

Acetaldehdo7.716E+001.823E-01-1.007E-042.380E-080.000E+00

Agua3.376E+01-5.946E-032.236E-05-9.962E-091.097E-12

Etanol1.996E+011.428E-017.763E-05-1.513E-075.366E-11

Tabla Nm.1: Constantes para el clculo de Cp en gases

Las unidades correspondientes son:

La ecuacin para calcular el Cp en lquidos fue la siguiente[footnoteRef:2]y se debe evaluar la temperatura en Kelvin: [2: J. W. Miller, G.R. Schorr y C.L. Yaws, Chem. Eng., vol. 83, p. 129, 1976]

Donde las constantes para cada componente son:

CompuestoHeat Capacity (Liquid)

ABCD

Etileno39.93140.729846-0.0058830.000014825

Etano17.46251.066998-0.0071130.000015865

AcetilenoNANANANA

Metano82.5604-0.6933730.004833-0.000007202

AcetaldehdoNANANANA

Agua50.81070.2129360.0006310.000000648

Etanol-67.44391.842515-0.0072980.000010522

Tabla Nm.2: Constantes para el clculo de Cp en lquidos

Las unidades correspondientes son:

La entalpia de formacin de los compuestos son los siguientes (Entalpia a 25 C)

CompuestokJ/kmolkJ/kmol

Entalpa FormacinCalor de Vaporizacin

Etileno5.234E+041.354E+04

Etano-8.474E+041.471E+04

Acetileno2.269E+051.667E+04

Metano-7.490E+048.180E+03

Acetaldehdo-1.644E+052.573E+04

Agua-2.420E+054.456E+04

Etanol-2.350E+053.874E+04

Posteriormente, integramos ambas ecuaciones, lo cual nos da como resultado

En el caso donde existe lquido y vapor, para calcular la mezcla, se calcula primero la composicin de lquido y vapor de cada componente en la mezcla, con lo que nos dar su composicin total en la mezcla. Posteriormente se calcula la entalpia tanto de gas como del lquido del componente en cuestin, y se multiplica por la composicin en el lquido y vapor.

Posteriormente, una vez integrada las ecuaciones, anteriores, se evalan los lmites de integracin y se obtiene:

Donde a, b, c, d y e son constantes para cada componente, T1 = 25C y T2 es la temperatura a la cual queremos calcular la entalpa.

Por lo que la ecuacin (a) se convierte en:

Sus unidades correspondientes son:

Finalmente calculamos la entalpa para cada corriente mediante, la entalpa de cada componente por su composicin en cada corriente y sumando todas, se obtiene la total:

Sus unidades correspondientes son:

Por ltimo calculamos la energa de cada corriente por hora mediante:

3.3 Tanque Flash

Para la resolucin del tanque flash, se resuelve un flash isotrmico, con lo cual se va a proceder en primera a calcular la Ki de cada componente. Para esto, vamos a ocupar la siguiente ecuacin, donde la K es independiente de la composicin y forma soluciones ideales:

Donde:

La presin viene dada en Psia

Para calcular la Temperatura reducida, necesitamos la temperatura crtica y se calcula mediante:

Por otra parte para calcular Pi, se necesita de la ecuacin de Antoine, la cual es:

Adicionalmente, se tiene que , esta referenciada a una temperatura (normalmente 20 o 25 C), por lo cual tenemos que calcular a las condiciones que se nos pide, para eso ocupamos:

De la ecuacin anterior, despejamos , pero en el clculo de Tr, se debe ocupar la temperatura a la cual esta referenciada, es decir, su temperatura normal,

Despejado el valor de podemos calcular el valor de , a las condiciones de operacin

Los valores[footnoteRef:4] de A, Pci, Tci,V,Pi y son: [4: E.J. Henley, E.D. Seader, Operaciones de separacin por etapas de equilibrio en ingeniera qumica, Apendice 1 y 2*Temperatura de 25 C**Temperatura de 20 C]

ZiTc (R)Pc (psia)A1A2A3V (cm/mol)

Etileno0.21179505.9742.25.2782568.99433.9261.0

Etano0.07725550.0709.85.3842847.92434.9068.0

Acetileno0.05445555.0890.36.1103305.99444.4642.3

Acetaldehdo0.00000830.1805.36.4995121.45419.9556.6

Metano0.01394343.9673.15.1411742.64452.9752.0

H2O0.425601165.13206.76.5327173.79389.4718.1

Etanol0.21697929.3925.37.4346162.36359.3858.4

Tabla Nm.3: Constantes para el clculo de Pi y

ComponenteP (psia)

Etileno1431.296.867

Etano929.727.882

Acetileno1170.355.610

Acetaldehdo42.097.441

Metano5554.885.009

H2O1.792.564

Etanol4.327.857

Tabla Nm.4: Valores calculados de Presin Parcial y Zeta

Como el volumen molar esta en cm/mol, procedemos a hacer la conversin para ponerlo en ft/mol

Con esto procedemos a calcular el volumen molar real (Condiciones de operacin) y la Ki

ComponenteT V Real(cm/mol)V Real(ft/lbmol)Pi/PKi

Etileno1.15062.81.0119.739.119

Etano1.05869.91.1212.827.012

Acetileno1.04849.60.8016.138.775

Acetaldehdo0.70158.10.930.580.606

Metano1.69154.00.8776.5814.038

H2O0.49918.50.300.020.026

Etanol0.62659.50.950.060.067

Tabla Nm.5: Valores calculados de Volumen Real y Ki

Condiciones Operacin

Temperatura (C)50

Presin kPa500

Para la resolucin del tanque flash isotrmico se sigue la siguiente metodologa, la cual es la metodologa propuesta por Rachford-Rice, donde K es independiente de la composicin

1. Fijar TV = TL (Temperatura de Vapor y Liquido iguales)2. Fijar PV = PL (Presin de Vapor y Liquido iguales)3. Se debe cumplir

4. Se debe Resolver:

Donde 5. V = F*6. Composicin liquido

7. Composicin vapor

8. L = F V

Para conocer el valor de , debemos utilizar el Mtodo de Newton-Rhapson, el cual establece:

Por lo que tenemos que derivar la ecuacin del punto 4, para poder aplicar el mtodo, la derivada de la ecuacin del punto 4 es:

Y se debe establecer un valor de V/F, que esta solo entre este rango

3.4 Torre de Destilacin Diseo

Se simula el tanque flash con los datos de entrada de la corriente 8 que est en la tabla de los resultados, a las condiciones de Presin y Temperatura de la corriente, es decir, 50 C y 500 kPa. Los flujos que se toman para esto, son igual tomados de la corriente 8 en Kmol/h. Una vez hecho esto, la corriente de salida, es decir, la 10 es la que se alimenta a la torre de destilacin.

Para el primer diseo de la torre de destilacin, se ocupa en ASPEN la torre DSTWU, la cual ocupa el mtodo FUG, dicho mtodo se debe introducir la siguiente informacin para la simulacin.

1. Reflujo 2. Componente clave ligero y componente clave pesado (Con fraccin de recuperacin)3. Presin de Condensador y de RehervidorDicho esto se alimenta la informacin, y se establece el clave ligero el Etanol (Compuesto de inters) y clave pesado el agua, por otra parte se establece que la presin de salida al condensador sea 200 kPa, por lo que para este caso se establece que la presin del rehervidor sea igual, posteriormente se corrige esta presin. Como la corriente que entra a la torre de destilacin viene a 500 kPa, y se desea a 200 kPa en la salida de la torre, se opta por introducir una vlvula reductora de presin antes de la entrada a la torre, con lo cual la presin del sistema es de 200 kPa. As se evita dicho esto, tirar la presin con la torre, lo cual es perjudicial.

Anlogamente, en el documento d) que se proporciona, viene que el HEPT ((height equivalent to a theoretical plate) es de 0.6 m, por lo que se puede suministrar el dato a ASPEN.

El reflujo se calcula como:

Los datos suministrados se muestran a continuacin:

Hecho esto, se corre la simulacin con lo que se obtiene de resultados:

Diseo Torre DSTWU ASPEN

ResultadosUnidades

Minimum reflux ratio:0.29232597

Actual reflux ratio:1.25

Minimum number of stages:4.18553912

Number of actual stages:5.86603889

Feed stage:6.01835508

Number of actual stages above feed:5.01835508

Reboiler heating required:7194.37505MJ/hr

Condenser cooling required:7321.79264MJ/hr

Distillate temperature:48.2766013C

Bottom temperature:99.7931171C

Distillate to feed fraction:0.32593649

HETP:0.10228367Meter

Tabla Nm.6: Resultados Diseo DSTWU

Sin embargo, debido a que an no se ha considerado la cada de presin en los platos, se corrige esto mediante la cada de presin de cada plato, con los platos obtenidos anteriormente esto con

Por lo tanto la presin del rehervidor es 200.12 kPa.

Por otra parte una vez obtenido el reflujo mnimo, corregimos igual el reflujo mediante:

Por lo que el reflujo que se considera para este diseo es el siguiente:

Los datos que se obtienen por la correccin son: Diseo Torre DSTWU ASPEN

Resultados Unidades

Minimum reflux ratio:0.29243338

Actual reflux ratio:0.3654

Minimum number of stages:4.1862139

Number of actual stages:12.6083057

Feed stage:11.7857864

Number of actual stages above feed:10.7857864

Reboiler heating required:4268.74642MJ/hr

Condenser cooling required:4395.82544MJ/hr

Distillate temperature:48.2766013C

Bottom temperature:99.8179876C

Distillate to feed fraction:0.32593649

HETP:0.04758768meter

Tabla Nm.7: Resultados Diseo DSTWU corregidos

3.5 Torre de Destilacin Simulacin

Diseo de Torre Destilacin en ASPEN, una vez conocido platos, reflujo, cargas trmicas, por RadFrac.

Para la simulacin de la torre de destilacin RadFrac, se debe suministrar los siguientes datos:1. Tipo de Calculo2. Nmero de etapas3. Tipo de condensador4. Tipo de rehervidor5. Fases validasPor otra parte, ASPEN tiene una serie de Especificaciones de Operacin que se puede suministrar, como carga trmica (tanto de condensador o rehervidor), Reflujo de operacin, flujo de destilado, flujo de fondos, etc.Para este caso, se elige dar las siguientes condiciones de operacin:

1. Carga del rehervidor2. Reflujo de operacin

Los datos suministrados son:

Por igual se requiere especificar en la etapa de alimentacin, y si est por encima de ella o se alimenta en la etapa, por lo que se suministra:

Finalmente suministramos los datos de presin, que se requieren, los cuales son 200 kPa en el condensador y una cada de presin de 0.2 kPa.

Por otra parte para el diseo de los empaques (Se ocupara una torre Empacada), se eligi Anillos Tipo Dixon, toda la torre se va a empacar, exceptuando el plato 1 y 12, por lo que el empaque abarcara desde el plato 2 hasta el plato 11.

Se suministran las caractersticas del empaque y como se tiene el HEPT, se suministra como dato, los datos son:

Para el diseo de los platos, se elige la etapa en la que inicia, as como en la que termina, as como el tipo de plato con el cual la torre va a trabajar (existen varios tipos, sin embargo, la recomendada fue Bubble Cap ), as como el nmero de pasos.

Por otra parte se debe especificar en esta seccin, cual es el espaciamiento entre cada plato o bandeja, dicho espacio, est en funcin de:

Si se espera espuma dentro de la torre Existe arrastre de vaporLos valores van desde las 12 pulgadas a 24 pulgadas, (24 pulgadas = 0.6096 metros)Los datos suministrados fueron:

Una vez suministrado los datos necesarios, se procede a correr la torre simulada y los resultados arrojados son:

Una vez suministrado lo anterior, se procede a correr la simulacin, los datos arrojados son:Condensador

Temperature37.9256921C

Heat duty-4783.539277MJ/hr

Distillate rate78.6340977kmol/hr

Reflux rate28.7328993kmol/hr

Reflux ratio0.3654

Tabla Nm.8: Resultados Condensador para Torre RadFrac

Rehervidor

Temperature62.3218013C

Heat duty4268.737MJ/hr

Bottoms rate163.775335kmol/hr

Boilup rate120.229484kmol/hr

Boilup ratio0.734112275

Tabla Nm.9: Resultados Condensador para Torre RadFrac

Corriente111213

C1 (Metano)0.008079150.008078932.15E-07

C2 (Etano)0.19398290.1939748.93E-06

ETL (Etileno)0.43991940.43989582.36E-05

ETOH (Etanol)77.155868.42828.727599

ACE (Acetileno)0.3411480.34104550.00010245

H2O (Agua)164.27059.222899155.0476

Total Flow kmol/hr242.409478.6341163.7753

Total Flow kg/hr6541.063345.7583195.302

Total Flow l/min128.434570.8135957.43305

Temperature C50.0696537.9256962.3218

Pressure bar222.002

Vapor Frac000

Liquid Frac111

Enthalpy cal/mol-66238.82-64992.13-67582.48

Enthalpy cal/gm-2454.788-1527.486-3463.943

Enthalpy cal/sec-4460300-1419600-3074500

Tabla Nm.10: Resultados Corrientes (Corriente 11, alimentacin)Resultados del empaque:

Resultados del diseo de platos:

3.6 Reactor de Lecho Empacado

Para modelar el reactor se siguen las ecuaciones planteadas en la teora y se calcula el volumen del empacado, que en condiciones normales de temperatura y presin, se trata del volumen de slido y representa cerca del 96% del volumen del tanque del reactor. El procedimiento que se sigui para obtener la informacin buscada para el diseo del reactor, el volumen, es la siguiente:

1.- Se realiza una primera aproximacin para dimensionar el reactor, haciendo los clculos usando un programa para resolver clculos numricos, como Excel. Para evitar el problema de las integrales, se fij una conversin y se calcul el volumen y la cada de presin en el reactor mediante las frmulas que aparecen en la parte terica del trabajo.

2.- Al calcular el volumen se Supuso una relacin L/D para las medidas del reactor de 4.5, con este dato calculamos el dimetro y la longitud del reactor para el volumen dado. Hay que considerar que:

96 %Vr = (densidad de catalizador) (carga de catalizador)

3.- Se introducen en Aspen los datos requeridos de las constantes cinticas y se dan los datos del diseo del catalizador y las dimensiones del reactor.

Los resultados que se obtienen son los de la corriente de salida del proceso, se omiten los resultados en favor de la simulacin global que se presentar ms abajo, pero se deja una muestra de la pantalla de datos de entrada para aspen:

4.-Descripcin del proceso

El etileno est disponible en una tubera a 5000 kPa y 25 C. La alimentacin de la corriente est dada por 8% mol de acetileno, 5% mol de etano, 1 % mol metano, y el resto lo compone el etileno. Las especificaciones para la corriente de etanol crudo es tener alcohol mayor al 96% en peso, a una presin de 200 kPa.

La reaccin que ocurre en el reactor es reversible, la reaccin llevada a cabo es la siguiente:

Figura Nm.2: Reaccin de hidratacin de etileno para producir etanol

Por otra parte, ocurre otra reaccin en paralelo, el acetileno reacciona con agua, para formar acetaldehdo:

Figura Nm.3: Reaccin para produccin de acetaldehdoEl acetaldehdo en la corriente del producto, es aceptable en condiciones muy bajas (< 1 ppm).

Por otra parte existe una tercera reaccin, la cual es a partir de etanol para la produccin de dietileter, la cual es:

Figura Nm. : Reaccin para produccin de dietileter

En el reactor 20% de la conversin al equilibrio es obtenida

Por otra parte se asume que el ao equivale a 8000 horas de operacin, es decir, aproximadamente 330 das, de los cuales los das restantes del ao son para mantenimiento y paradas peridicas.

Produccin de Etanol a partir de hidratacin de EtilenoSemestre: 2015-2

5.- Resultados

5.1 Balances de Materia y EnergaTemperatura de ReactorPresin del reactorRadio AlimentacinAgua/EtilenoRelacinRecirculacin-purga

200 C10 Atmosferas290 % Recirculacin10% Purga

Tabla Nm. 11: Condiciones utilizadas para balance de materia y energa

ComponenteVLVV

1234

Etileno108.00.0168.2168.2

Etano10.00.030.730.7

Acetileno6.30.021.621.6

Acetaldehdo0.00.00.00.0

Metano1.30.05.55.5

H2O0.0336.41.6338.0

Etanol0.00.02.12.1

Temperatura C2590194.94146.63

Presin kPa5000500049604640

Entalpa MJ/h168554.0-1453697.3318530.9-1526799.2

Flujo Kmol/h125.6336.4229.7566.1

Flujo Kg/h3516.46062.26416.312478.5

Tabla Nm.12: Resultados de Balance de Materia y EnergaComponenteVVVV

5678

Etileno168.284.184.184.1

Etano30.730.730.730.7

Acetileno21.621.621.621.6


Metano5.55.55.55.5

H2O338.0169.0169.0169.0

Etanol2.186.286.286.2

Temperatura C200325.25050

Presin kPa456945194419500

Entalpa MJ/h-1497090.6-1344334.6-1513450.1-1513450.1

Flujo Kmol/h566.1397.1397.1397.1

Flujo Kg/h12478.510948.410948.410948.4

Tabla Nm.13: Resultados de Balance de Materia y Energa

ComponenteLVVV

10111213

Etileno17.96.060.260.2

Etano8.02.120.620.6

Acetileno4.71.515.315.3


Metano0.80.44.34.3

H2O167.20.21.61.6

Etanol83.90.22.12.1

Temperatura C505050351.165562

Presin kPa5005005005000

Entalpa MJ/h-73718.69554.995549.3149949.2

Flujo Kmol/h282.610.4104.1104.1

Flujo Kg/h7758.6290.02899.92899.9

Tabla Nm. 14: Resultados de Balance de Materia y Energa

ComponenteLL

RehervidorCondensador

Etileno17.20.7

Etano7.70.3

Acetileno3.21.6

Acetaldehdo0.00.0

Metano0.80.0

H2O21.7145.5

Etanol1.782.2

Temperatura C76.8578.4514857

Presin kPa500500

Entalpa MJ/h-111870.5-1491671.4

Flujo Kmol/h52.3230.4

Flujo Kg/h1277.76480.9

Tabla Nm. 15: Resultados de Balance de Materia y Energa

5.2 Tanque FlashComponenteFraccin ZiFlujo (Kmol/h)

Etileno0.2117984.1

Etano0.0772530.7

Acetileno0.0544521.6

Acetaldehdo0.000000.0

Metano0.013945.5

H2O0.42560169.0

Etanol0.2169786.2

Tabla Nm. 16: Alimentacin Tanque Flash

Newthon-Rapshon Para Flash

f()f()'Nuevo

0.50.6211213.0975580.29948

0.299480.0350962.3014560.28423

0.28423-0.0130022.4332680.28957

0.289570.0040252.3851640.28789

0.28789-0.0013312.4001260.28844

0.288440.0004312.3951850.28826

0.28826-0.0001412.3967870.28832

0.288320.0000462.3962640.28830

0.28830-0.0000152.3964340.28831

0.288310.0000052.3963790.28831

0.28831-0.0000022.3963970.28831

0.288310.0000012.3963910.28831

0.288310.0000002.3963930.28831

Tabla Nm. 17: Resolucin V/F por mtodo numrico

Flujo de Lquido y Vapor

=V/F =0.28831

V =114.5Kgmol/h

L =282.6Kgmol/h

Tabla Nm. 18: Flujos de lquido y vapor

Fraccin en el Lquido y Vapor

CompuestoXiYi

Etileno0.063390.57811

Etano0.028260.19817

Acetileno0.016800.14739

Acetaldehido0.000000.00000

Metano0.002930.04113

Agua0.591760.01542

Etanol0.296860.01978

SUMA1.000001.00000

Tabla Nm. 19: Composicin de Liquido y Vapor

Flujos de Liquido (L) y Vapor (V)

CompuestoLiVi

Etileno17.9266.19

Etano7.9922.69

Acetileno4.7516.87

Acetaldehido0.000.00

Metano0.834.71

Agua167.241.77

Etanol83.902.26

SUMA282.62114.49

Tabla Nm. 20: Composicin de Lquido y Vapor (Kmol/h)

Los resultados de la tabla 15, son los que se esperan para obtener la produccin de etanol deseada (30000 Ton/ao y 96% de composicin), sin embargo, al momento de simular la torre de destilacin junto con el tanque flash, muestran que a estas condiciones no es posible lograr la separacin deseada por lo que en el simulador se optimizara el proceso para desear las condiciones requeridas, estableciendo dentro del mismo una especificacin de diseo, el cual nos garantice lograr la produccin y pureza necesario


Diagrama Flujo de Proceso: Caso 5.Hidratacin de Etileno para produccin de EtanolEquipo 1Fecha de elaboracin: 20/04/2015

5.4 Anlisis Econmico

5.4.1 Torre de Destilacin

Para realizar el anlisis econmico de la columna se probaron en el diseo de la misma 3 tipos de empaques estructurados. En la siguiente tabla se tienen los datos correspondientes a cada diseo propuesto con base en el empaque utilizado.

Datos de diseo - Empaques

EmpaqueAnillos DixonFlexipac 3YMellapak 125Y

HETP0.600.850.77

Dimetro de empaque (m)0.200.090.05

Altura ocupada de empaque (m)5.007.155.00

rea transversal (m)0.200.090.05

rea superficial (m)900110200

Volumen de empaque (m)0.1700.0490.010

Tabla Nm. 21: Datos de Diseo de empaques

Con estos datos de empaque se realiz el diseo de la torre para determinar su altura y su dimetro y dichos datos se muestran en la siguiente tabla.

Datos de diseo - Torre


Dimetro (m)3.0151.2970.77

Altura (m)5.47.655.39

Volumen calculado (m)38.55210.1072.516

Tabla Nm. 21: Datos de Torres

Con los datos de las tablas anteriores se determin el costo de diseo para cada una de las opciones de torre propuestas. Y de igual modo se consider el dato del costo de equipo instalado previamente proporcionado en el problema.



Costo de equipo instalado $ 500,000.00 $ 500,000.00 $ 500,000.00

Costo de recipiente vertical $ 30,933.85 $ 11,563.94 $ 4,989.12

Costo de empaque $ 180.27 $ 54.46 $ 12.75

Costo de vlvula extra $ 182.03 $ 182.03 $ 182.03

Costo total $ 531,296.15 $ 511,800.43 $ 505,183.90

Tabla Nm. 22: Costo de Torres de Destilacin

El diseo ms econmico es el que utiliza el empaque Mellapak 125Y, pero por cuestiones de operacin y disponibilidad de material se utilizar el diseo que utiliza los anillos Dixon. Como dato adicional dicho empaque es el mayormente utilizado en la destilacin de etanol y como vemos en la tabla comparativa de empaques presenta una mayor rea superficial que le brinda ventajas en cuanto a la transferencia entre fases.

Al igual con que con el anlisis de empaques se realiz hizo una seleccin de tres tipos de platos para terminar el diseo de la torre. Los datos generales de cada tipo de plato se muestran a continuacin:

Datos de diseo - Platos

EmpaqueBubblecapPerforadosValvulados

HETP0.600.400.60

Dimetro de plato (m)0.080.200.25

Altura ocupada de empaque (m)8.007.186.32

rea transversal (m)0.0500.0310.049

Tabla Nm. 21: Datos de Platos de Destilacin

Se realiz el diseo con cada tipo de plato y se obtuvo el volumen de recipiente en cada caso para poder realizar el anlisis econmico de la torre.


EmpaqueBubblecapPerforadosValvulados

Dimetro (m)0.6581.5992.01

Altura (m)8.587.786.82

Volumen calculado (m)2.91615.62321.619

Tabla Nm. 22: Datos de Diseo

Con base en los datos y relaciones para el costo de los equipos que aparecen en el problema se calcul el costo total de la torre para los tres escenarios planteados y los datos obtenidos se muestran a continuacin:


Empaque Bubblecap Perforados Valvulados

Costo de equipo instalado $ 500,000.00 $ 500,000.00 $ 500,000.00

Costo de recipiente vertical $ 5,406.79 $ 15,629.83 $ 19,800.32

Costo de empaque $ 15,766.02 $ 2,781.99 $ 2,147.15

Costo de vlvula extra $ 182.03 $ 182.03 $ 182.03

Costo total $ 521,354.84 $ 518,593.85 $ 522,129.50

Tabla Nm. 23: Datos de Costo TotalComo observamos la diferencia en costos de la torre para los tres casos no es muy diferente, as que para hacer la eleccin de tipo de plato se pas a un anlisis de la eficiencia de cada uno y se obtuvo como resultado que los Bubblecap son los que presentan un mayor desempeo.

5.4.2 Reactor y Equipo Industrial

Nota: El costo del reactor no incluye el catalizador, pero si considera el volumen del reactor.

5.4.3 Tubera

Por otra parte, se necesita tubera que conecte con los equipos, por lo que se ocupara tubera de determinado dimetro (as como cdula especfica), dicha tubera por igual nicamente se realizara el gasto por una nica vez. Los resultados mostrados a continuacin, nicamente incluyen los tramos que corresponden a la alimentacin, as como su posterior mezclado e ingreso a calentamiento, junto con la corriente de recirculacin (solo tubera)

Costos tuberas

CorrienteTramoD (in)CdulaCosto $/mLongitud (m)Costo $[footnoteRef:5] [5: No se incluye consto de instalacin, mano de obra, ni mantenimiento]

1Alimentacin 11406.5875493.53

2Alimentacin 224013.1625329.02

3Mezclador 11.5409.8719.87

4Mezclador 21.5409.87329.61

5Calentador2.54016.4512197.41

13Compresor1.5409.87878.96

AccesorioVlvula 7-81.540182.031182.03

AccesoriosOtros1.560106.077742.46

Total2063

Tabla Nm. 14: Costo de equipos (Precio en Dlares)5.4.4 Servicios

Anlogamente, se consideran los servicios que se van a requerir por parte de la planta, para efectuar este clculo, no podemos considerar un gasto por nica vez, ya que la planta opera la mayor parte del ao (a excepcin de das de paro por mantenimiento, lo cual se considera para efectuar dichos clculos), los servicios requeridos son:

Reactivos de alimentacin Agua Electricidad Vapor

Costo de servicios

ServicioEquipoCorriente$/tonMasa/h$Costo/h$Costo/da

Etileno----110.1436.1562.421498.11

ServicioEquipoCorriente$/tonMasa/h$Costo/h$Costo/dia

Agua Hirviendo----22.4517.1041.901005.61

ServicioEquipoCorriente$/GJEnerga/h$Costo/h$Costo/dia

Vapor Alta presinE-2015-613.282.6034.58830.01

ServicioEquipoCorriente$/GJEnerga/h$Costo/h$Costo/dia

Agua EnfriamientoE-2026-70.35412.484.42106.07

ServicioEquipoCorriente$/kWhConsumo$Costo/h$Costo/dia

ElectricidadBF-20110.060.1810.0110.260

ServicioEquipoCorriente$/GJConsumo$Costo/h$Costo/dia

ElectricidadTF-20220.060.3500.0210.504

ServicioEquipoCorriente$/GJConsumo$Costo/h$Costo/dia

ElectricidadC-20112-130.060.4310.0260.620

CatalizadorConsumo1350Costo2.25$/kg2925

Costo anual1135591

Tabla Nm. 14: Servicios requeridos (Precio en Dlares)

El costo del catalizador incluye dos cargas iguales de 675Kg para dos periodos de operacin. Es decir que en el ao se utilizarn dos cargas de catalizador, la segunda se instalar despus del primer para de la planta, a mitad de ao, 150 das de operacin.

6.- Diseo de Calentador y Enfriador

6.1 Calentador[footnoteRef:6] [6: Se anexa en disco hoja de clculo del calentador]

Propiedades de sustancias involucradas (mezcla a T media y vapor a 350C)

T entrada T salida Tm (C) P(kg/cm)M (kg/h)

Mezcla146.6200173.312478.5

Vapor35050350168.6370427.44

Cp KJ/kCHl (kcal/h)Hv (kcal/h)(kg/m3) (kg/mh) K

21.851.2620.047880.00000365

1.519398.9 611.90.42110.065520.612

Ecuacin de Diseo

Y se considera 1 debido a que no hay cambios en la viscosidad y temperatura del vapor.Se calcula el flujo de calor en la corriente de mezcla:

Para el calor perdido del vapor se asume que existe un 3% de prdidas. De dicha ecuacin, es posible encontrar el valor del flujo de vapor requerido para la operacin.

Balance de Calor

Qg14564122.72kcal/h

Qp15001046.4kcal/h

% perdida1.03

T1203.4

T2150

T ln175.3468908

Y1

Uo W/mC600

Uo Kcal/mC515.9071367

1. Clculo de flujos volumtricos de las corrientes.

CaudalesDisposicin

Mezcla2.74663233m3/sTubos

Vapor46.45732598m3/sCoraza

2. Seleccin de Tubera

Datos de la Tubera

inm

Do1.250.03175

Di1.150.02921

BWG18

A flujo in m

1.040.000670966

3. rea de transferencia Externa.

De la ecuacin de diseo, es posible calcular Ao, Uo es propuesto por el problema.

4. rea de flujo del intercambiador.

5. Longitud de los tubos y nmero de pasos.

Conocido Ao, es posible determinar el nmero de tubos requeridos y la longitud de stos.

El nmero de pasos se modifica para encontrar una longitud mnima. Con el nmero de tubos, es posible conocer el dimetro de coraza y pitch

Datos del Intercambiador

A flujo (m)0.017594663

# Tubos (Nt)26.22286791

Ao (m)165.825742

# Pasos4

L (m)15.84959497

Ds (in)39

Ds (m)0.9906

Pt (in)0.5625

B (m)0.9906

N+10.06250002

De1.62139E-05

B es la separacin entre mamparas (deflectores). Arreglo de tubos: triangularDonde: f : factor de friccin. di: dimetro interno. S: gravedad especfica. =1

6. Cadas de Presin en el Equipo

Para el haz de tubos:

Coeficiente Interno

Gt4093.546755

Re2497.337108

Pr286709.4229

Nusselt1830.99163

P0.00184663kg/m2

Para Coraza:

P ( Kg/m)0.003

6.2 Enfriador[footnoteRef:7] [7: Se anexa hoja de clculo del enfriador]

Planteamiento

Con lo cual se calcularon los valores de carga trmica que se iba a efectuar en dicho proceso.

Adems del clculo que se llev a cabo para el clculo del flujo de vapor de agua que se ocup,

Para el clculo de reas y diseo del mismo se ocuparon las siguientes ecuaciones, con los siguientes datos de tablas:

Como dado que se ocup vapor de agua para el clculo de la delta logartmica se estim una Y igual a 1.

Conociendo los datos sobre dimetros como los siguientes:

Con estos datos se pudo calcular el rea de flujo, la cual se calcul de la manera siguiente:

Y conociendo el rea superficial de tablas la cual fue de 0.0065m2

Con esta dado se calcul el caudal de agua necesario:

Obteniendo el caudal necesario y suponiendo una velocidad de 0.5 m/s, para el agua se logr calcular el rea por paso de los tubos, dado que l agua va por dentro de los tubos,

Dado que se tiene el rea por paso de los tubos y tambin se tiene el rea de flujo de los tubos es posible calcular el nmero de tubos por paso:

Mientras que del apndice para un arreglo cuadrado y con dos pasos se tuvo que el dimetro de coraza tena que ser de 15 pulgadas.

De modo que para el rea del intercambiador, se calcul de la siguiente forma:

Mientras que para el clculo del coeficiente interno se ocuparon las siguientes formula:

Para est caso del agua el Prandtl se obtuvo de tablas.

Con lo que se logr calcular el Nusselt.

Obtenidos los datos anteriores, es como se logr calcular el coeficiente interno del intercambiador con la siguiente ecuacin:

Por otro lado al intentar calcular el coeficiente interno fue necesario de echar mano de las siguientes ecuaciones:

Conocido el dimetro de coraza, as como tambin le pintch o espaciamiento entre tubos, adems de tambin, obtenido el dimetro externo, as como tambin el claro de los tubos, fue como se logr calcular el flujo por envolvente.

Dnde:

Para lograr obtener el dimetro equivalente se ocup:

Para esto se logr calcular la temperatura media:

Para lograr calcular el factor externo fue necesario como en el caso anterior utilizar las propiedades de la mezcla, as como tambin sus corrientes a dichas temperaturas de entrada y salida.Mientras que para el clculo del coeficiente exterior se tuvo que ocupar la siguiente ecuacin:

Por otro lado las cadas de presin fueron calculadas de la siguiente manera:Cada de presin dentro de los tubos:

Cada de presin en la coraza:

Con esto se posible calcular el diseo de dicho intercambiador.

Tabla de resultados: Datos Resultados

Dimetro interno (tubos)0.022098 m

Dimetro externo (tubos)0.0254 m

Espesor de tubo0.001651 m

Q (calor)6339093.42 kJ/h

Nmero de tubos78 tubos

rea del intercambiador19.5 m

Dimetro de coraza0.254 m

Coeficiente interno13326.55 Kcal/hm2C

Coeficiente externo557.5101Kcal/hm2C

Pintch0.03175 m

BWG16

Tipo de arreglo Cuadrado

Coef. De trans. global83.009 W/m2C

Longitud26.4 m

Cada de presin (tubos)0.0074 Kgf/m2

Cada de presin (coraza)0.035408 Kgf/m2

7.-Optimizacin de proceso

Posteriormente se optimiza el reactor fijando una conversin mxima y una mnima entre dos valores clave de EAOC, es decir una cota superior y una inferior, para fijar un rango que sea aceptable para el conjunto global de variables a optimizar y que produzca ganancias. Luego se fija un volumen estndar para el reactor, este se hizo suponiendo una conversin de 0.45, un valor fijado a partir de los clculos de Excel donde slo considerbamos el equilibrio y no la parte de la absorcin y el catalizador. Es de suponer que al consideran de manera rigurosa toda la cintica implicada en el proceso los valores de la conversin se alejaran del caso ideal, observando que son menores al valor propuesto.

Los resultados analizados corresponden al caso que se considera ms eficiente, no el ms ptimo ya que no se cuenta con un modelo que permita optimizar todas nuestras variables a la vez.8.- Anlisis de resultados

Para el diseo de la torre , se intent simular de manera independiente en Aspen dadas las condiciones de entrada conocidas y las condiciones de salida fijadas para obtener reflujo mnimo, reflujo actual, nmero mnimo de etapas, numero de etapas actual, plato de alimentacin, requerimientos de rehervidor y de condensador, temperatura de destilados y temperatura de fondo. Los resultados no fueron coherentes en la temperatura del rehervidor, la cual fue 70C, y del condensador, que fue -79 C aproximadamente.

Al simular el flash antes y ver como entra la corriente, nos dimos cuenta que la composicin de la corriente cambio, y al momento de simular completa la torre tambin las temperaturas cambiaron.

Al ver que la presin de salida especificada era muy baja comparada con la de entrada a la torre, se decidi colocar una vlvula antes de la entrada. Esto nos genera un costo extra pero que es aceptable para disminuir el nmero de platos para la separacin al disminuir la presin de entrada de 500 kPa a 200 kPa. Adems, una ventada adicional de poner la vlvula antes a la entrada de la torre, es que dentro de la misma, se evitara tener cadas tan grandes dentro del equipo, lo cual perjudicara al mismo, requiriendo ms mantenimiento y un diseo ms caro en cuanto a resistencia, deba a la presin.

Despus de tener la simulacin correcta, analizamos los resultados:

Un azetropo es una mezcla lquida de dos o ms compuestos qumicos que hierven a temperatura constante y que se comportan como si fuesen formadas por un solo componente. La mezcla agua-etanol forma un azetropo para una concentracin de 96% en peso de etanol, que hierve a una temperatura de 78.2 C. Con una destilacin simple se obtiene un alcohol con esta concentracin y debido a esto no es necesario un nmero elevado de platos, aunque por otro lado, al no tener slo esos dos componentes y debido a las trazas de los otros componentes no es tan sencillo llegar a 96% en peso de etanol, por lo que se optimizaron las condiciones para obtener el porcentaje en peso de etanol deseado.

El plato elegido es el bubblecap, tiene un tubo de subida, o una chimenea, colocado sobre cada perforacin en el plato y una tapa que cubre el tubo de salida. La tapa es montada sobre el tubo, as permite que exista un espacio entre el tubo de salida y la tapa que permite el flujo de vapor. El vapor sube por el tubo hasta la tapa que redirige el vapor hacia abajo fuera del tubo en el espacio y finalmente burbujea el lquido que cubre el plato.

El empaque elegido fue el anillo de Dixon, este tipo de empaque tiene un rendimiento superior al de otros empaques y es debido al comportamiento del lquido mientras fluye por la malla del anillo. Sobre las condiciones correctas, el lquido moja el material de malla y da un rea de contacto extremadamente grande para la transferencia de masa. El empaque abarcara de la etapa 2 a la etapa 11.

Produccin de Etanol a partir de hidratacin de Etileno Semestre: 2015-2

Despus de la simulacin los datos obtenidos sobre el condensador fueron coherentes: una temperatura de 37.9 C, una carga trmica de -4783 MJ/hr, un flujo de destilado de 78.63 kmol/hr y un reflujo de 28.73 kmol/hr. Los Datos obtenidos para el rehervidor son: temperatura de 62.32 C, carga de 4268.737, flujo en fondos de 163.77 kmol/hr.

Block B2: Temperature ProfileStageTemperature C12345678910111235404550556065707580859095Temperature C

Grfico Nm. 1: Perfil de temperatura Torre de destilacin

Como se observa la el perfil de temperatura no vara en las etapas 2, a la 11, lo cual se justifica con el equilibrio que se da en cada seccin, sin embargo, en la etapa 1 y 12, que son las etapas donde tenemos el condensador y el rehervidor, la temperatura tiene un cambio abrupto, y observamos la temperatura del destilado es inferior a la temperatura del rehervidor, lo cual nos indica que nuestra torre fue simulada y calculada de manera adecuada. Por otra parte en las grficas 2 y 3, observamos el comportamiento de la cada de presin en cada plato, la cada de presin est indicada en el documento d) y nos dice que es una cada de presin de 0.2 kPa lo cual concuerda con lo visto en la grfica anterior. La grfica 3 nos indica la composicin variando dentro de la torre (Solo se grafic el compuesto deseado y el compuesto de mayor cantidad en la torre que fue el agua)

Grfico Nm. 2: Perfil de presin dentro de Torre de destilacin

Grfico Nm. 3: Perfil de composicin dentro de la Torre de destilacin (solo componente de inters y Agua)

9.- Conclusiones

10.- Isomtrico planta de Etanol

11.- Planos11.1 Calentador

11.2 Enfriador

11.2 Reactor Produccin de Etanol a partir de hidratacin de Etileno Semestre: 2015-2


12.- Bibliografa

MODELADO Y SIMULACIN DE UNA PLANTA DE PRODUCCIN DE ETANOL POR HIDRATACIN DIRECTA DE ETILENO, Departamento de Ingeniera Qumica y Medioambiental, Escuela Tcnica Superior de Ingenieros,Universidad de Sevillahttp://www.chemguide.co.uk/physical/catalysis/hydrate.html

P. ROBINSON CATALYTIC VAPOR PHASE HYDRATION OF ETHYLENE, Phillips Petroleum Company, corporation of Delaware Application February 1, 1946, Serial No. 644,951

Y. Maki, K. Sato, A. Isobe. Structures of H3PO4/SiO2Catalysti and Catalytic performance in the hydration of ethene. Hokkaido University, 1998. N. Katada, Y. Iseki, A.Shichi. Production of etanolby vapor phase hydration of ethene over tungsta monolayer catalyst loaded on titania. Tottori University, 2008. H. Momose, K. Kusumoto, Y. Izumi. Vapor-phase direct hydration of ethylene over zirconium Tungstate catalyst. Fujisama Laboratories, 1982. E.J. Henley, E.D. Seader, Operaciones de separacin por etapas de equilibrio en ingeniera qumica, Apendice 1 y 2

E.J. Henley, E.D. Seader, Operaciones de separacin por etapas de equilibrio en ingeniera qumica, Capitulo 7, Vaporizacin y condensacin parcial en equilibrio

O.A. Jaramillo. Intercambiadores de calor Centro de Investigacin en Energa, UNAM, Mxico 2007

Kern Donald Q Procesos de transferencia de calor Compaa editorial continental, Mxico, 1981. Seader, J.D., Henley, E.J. Separation Process Principles 2nd edition, Wiley, 2000.

Dixon O.G., High efficiency laboratory frac- tionation: I. Gauze ring packing and flooding techniques for laboratory columns, J. Soc. Chem,1948.

Diseño de Reactor y Torre

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