Pra Cticas Simulacion

7/25/2019 Pra Cticas Simulacion

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INTRODUCCIN

Las siguientes prcticas de simulacin de procesos intentan servir de base al curso

de Simulacin de Procesos (IQ-30702) del nuevo plan de la Carrera de Ingeniera Qumica

y adems a la materia de Diseo y Simulacin de Procesos (IQ-40604) de la Maestra en

Ingeniera Qumica en Integracin de Procesos. Bsicamente la diferencia entre los dos

cursos es los casos de estudio que se analicen, tpicamente para un curso de nivel

licenciatura bastarn las 7 prcticas propuestas y un caso de estudio de los propuestos. En

cambio para el nivel de posgrado se debern realizar la simulacin de dos de los casos de

estudio propuestos y uno sugerido por el estudiante.

El material est diseado en cinco partes.

En la primera parte se da nfasis a la importancia que tiene un modelo matemtico

de un proceso para poder realizar su simulacin. En general, dicho modelo incluirbalances de materia y energa, relaciones termodinmicas, reacciones, etc. Se ejemplifica

con el modelado de procesos de separacin.

La segunda parte contiene 7 prcticas de simulacin, desde tanques flash, columnas

de destilacin, absorcin, reactores, bombas, compresores, cambiadores de calor, etc. Se

incluyen sistemas en serie y con reciclos, los cuales sirven para establecer estrategias y

mtodos de convergencia de procesos globales. Las prcticas incluyen especificaciones de

diseo para ajustar los procesos y anlisis de sensibilidad para determinar la influencia de

las variables manipuladas en las variables de salida del proceso.

La tercera parte incluyen tres casos de estudio, una planta productora de acetato de

etilo, una secuencia de destilacin compleja y una planta de gas natural. En estos tres casos

de estudio se requiere el uso de especificaciones de diseo y optimizacin con el propsito

de reducir el consumo de energa en los procesos.

La cuarta parte presenta una prctica de simulacin en Aspen Plus 10.2 para ser

tomada como referencia, corresponde a la prctica nmero dos de la parte II.

Finalmente la quinta parte presenta un reporte tpico de la simulacin de la planta de

gas natural.


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2

JUSTIFICACIN

La simulacin de procesos ha alcanzado un gran uso en el rea de ingeniera

qumica, por esta razn se han desarrollado un gran nmero de simuladores comerciales y

programas para la optimizacin de procesos, como Aspen Plus, Aspen Dynamics, Hysys,

ASCEND, GAMS, etc.

Actualmente todo programa revisado de ingeniera qumica debe de incluir al menos

un curso de simulacin de procesos, tal es el caso de la licenciatura y la maestra en

ingeniera qumica que se imparten en la Universidad de Guanajuato. En virtud de esto,

resulta necesario tener un manual de prcticas que guen al alumno y al maestro en el

proceso de enseanza aprendizaje, las prcticas pueden resolverse con cualquier simulador

de procesos disponible, se recomienda usar Aspen Plus que es uno de los simuladorescomerciales ms utilizados tanto en el mbito acadmico como industrial. Estas prcticas

vienen a facilitar el desarrollo de habilidades como lo es la solucin de problemas reales

mediante el uso de equipo de cmputo y software especializado y adems ser eficientes y

rpidos en la solucin.

OBJETIVOS

Adiestrar al estudiante en el manejo de simuladores de procesos qumicos.

Resolver de manera eficiente y rpida problemas de ingeniera qumica que

incluyan un equipo o varios, mediante simuladores.


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PARTE I: FORMULACIN DE UN MODELO PARA SIMULACIN DE

PROCESOS

Para poder realizar la simulacin de cualquier proceso qumico es necesario la

modelacin de dicho proceso en trminos de balances de materia y energa, equilibrio,

reacciones qumicas, etc. Como ejemplo de modelacin, se presenta el caso de columnas de

destilacin, absorcin, desorcin usando el concepto de etapa de equilibrio mostrada en la

figura 1.

Figura 1.Etapa de equilibrioj.

Las ecuaciones de la 1 a la 5 describen la etapa de equilibrio.

Balance de materia total en la etapa j (M):

L V F F L U V Wj j jL

jV

j j j j! ++ + + ! + ! + =1 1 0( ) ( ) (1)

Balance de materia por componente en la etapa j:

L X V Y F Z F Z

L U X V W Y

j i j j i j jL

i jL

jV

i jV

j j i j j j i j

! ! + ++ + +

! + ! + =

1 1 1 1

0

, , , ,

, ,( ) ( ) (2)

Relacin de equilibrio en la etapa j (E):


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4

Y K Xi j i j i j, , ,= (3)

Restriccin como sumatoria (S):

K Xi ji

NC

i j, , .=

! " =1

1 0 0 (4)

Balance de energa en el plato j (H):

L h V H F h F H

L U h V W H Q

j j j j jL

j

L

jV

j

V

j j j j j j j

!

!

! +

!

+

! !

! !

+ + +

! + ! + + =

1 1 1 1

0( ) ( ) (5)

Una vez planteado cualquier modelo matemtico, el siguiente paso es su solucin

mediante algn procedimiento, para el caso de procesos de separacin, la solucin

depender del tipo de mezcla a separar. Usualmente la solucin del modelo se puede hacer

por tres mtodos: mtodo de punto de burbuja, mtodo de correccin simultnea y mtodo

de suma de flujos. A continuacin se describen los mtodos.

METODO BP (PUNTO DE BURBUJA)Este mtodo funciona bien para destilacin; es decir, para mezclas con intervalo de

ebullicin estrecho.

El mtodo empieza suponiendo un conjunto de composiciones para la fase lquida,

resolviendo los balances de materia y las relaciones de equilibrio (ecuaciones 2 y 3) a

travs del algoritmo de Thomas, debido a que se pueden agrupar en forma de una matriz

tridiagonal.

Donde:

)6(1,,1, jjijjijjij DXCXBXA =++ +!


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5

N=Nmero de etapas de equilibro en el proceso de separacin.

i= Componente (1...C).

j=Etapa de equilibrio (1...N).

Las ecuaciones de balance de materia por componente, dadas en la ecuacin 6 para

toda la columna, se pueden escribir en forma de la matriz 7. Para poder realizar la primera

iteracin es necesario suponer todos los flujos de vapor en la columna{Vj} y todas las

temperaturas de los platos{Tj}.

NjVUWFVA mm

j

mmjj !!"""+= #

"

=

2)( 1

1

1

NjKWVUVUWFVB jijjjmm

j

mmjj !!+++"""+"= #

=

+ 1])()([ ,1

11

NjZFD

NjKVC

jijj

jijj

!!"=

"!!=++

1

11

,

1,1


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6

La ecuacin (10) se resuelve c (nmero de componentes) veces por el algoritmo de

Thomas para una matriz tridiagonal.

Las composiciones para la fase lquida obtenidas mediante la ecuacin 10, se

normalizan ya que en las primeras iteraciones difcilmente las fracciones molares de los

componentes en la fase lquida sumarn 1.

Se calcula un nuevo conjunto de temperaturas a partir de la ecuacin 4, usando el

mtodo de Newton u algn otro mtodo para encontrar la raz de una ecuacin no lineal.

Se determinan los servicios de condensador (Q1) y rehervidor (QN) con los

balances de energa a las etapas 1 y N respectivamente.

)7(

0..0

0..0

0..0

......

......

0......00

0......00

0......000

111

222

333

222

11

!!!!!!!

!!!!

"

#

$$$$$$$

$$$$

%

&

=

'''

'''

(

NN

NNN

NNN

BA

CBA

CBA

CBA

CBA

CB

J

)9(],,...........,,[

)8(],,........,,[

,1,2,3,2,1,

,1,2,3,2,1,

NiNiNiiii

NiNiNiiii

DDDDDDD

XXXXXXX

!!

!

!!!

=

=

)10(. TT DXJ!!"

=

)11()( 1111122111

!!!!

+!!+= hULHVHVHFQ F

)12()(11 NNNNNNNFNNN HWVhLhLHFQ!!

!

!

!

!

+++!!=


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7

Un nuevo conjunto de flujos de vapor {Vj} para toda la columna se determina

usando los balances de energa entre las etapas 2 y N-1.

El modelo que representa la columna se resuelve iterativamente hasta que la

diferencia entre los valores calculados en dos iteraciones seguidas estn dentro de un error

permitido, como los expresados en las ecuaciones 17 y 18.

)13(1 jjjjj VV !"# =+ +

)14(1 VjLjj HH!

!

!

!="

)15(1 LjVjj HH!

+

!

!="

)16()(

)()]()([ 11

1

1

jLjVjj

FjLjjLjLjmm

j

mmj

QHHW

HHFHHVUWF

+!+

!+!!!!=

!!

!!!

!

!!

=

"#

)18(001.0

)17(001.0

1

1

!"

!"

+

+

VV

TT

k

j

k

j

k

j

k

j


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8

La solucin antes descrita resulta casi imposible hacerla sin el uso de un programa

de computadora como Mathlab, Mathcad, Matematica o algn simulador comercial como

Aspen Plus. A continuacin se resume el procedimiento para la solucin del modelo.

1.-Establecer los datos conocidos: N, Fj, Zij, V1, L/D, Qj excepto J=1,N.

2.-Fijar valores iniciales para las variables {Vj}y {Tj}.

3.-Resolver los balances de materia por componente mediante el algoritmo de Thomas.

4.-Normalizar las composiciones de la fase lquida.

5.-Determinar un nuevo conjunto de {Tj}mediante el mtodo de Newton aplicado al punto

de burbuja.

6.-Determinar Q1 y QN mediante el balance de energa a las etapas 1 y N respectivamente.

7.-Evaluar un nuevo conjunto de {Vj}mediante los balances de energa para j=2..N-1.

8.-Si los valores calculados de {Vj}y {Tj}entre dos iteraciones seguidas estn dentro del

error permitido se ha alcanzado la convergencia. En caso contrario se regresa al paso 3.

MTODO DE CORRECCIN SIMULTNEA (SC)

Este mtodo a diferencia del BP resuelve en forma simultnea todas las ecuaciones,

lo cual resulta ms adecuado en el caso de columnas con mltiples alimentaciones, ascomo varias corrientes de producto y/o reciclos. Las ecuaciones que describen la etapa de

equilibrio de la figura 1 se expresan en trminos de los flujos de lquido y vapor por

componente. Las ecuaciones 19 a 21 describen la modelacin.

Balances de materia por componente y por etapa (Mij):

i=1...c, j=1...N

Relaciones de equilibrio y restricciones como sumatorias por componente y por etapa (Eij):

)19(0)1()1(11 =+!+!++= !+ VjijLjijijijijij SvSllvfM


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9

i=1...c, j=1...N

Balance de energa por etapa (Hj):

j=1...N

Por lo tanto se tienen (2c+1) ecuaciones por etapa con igual nmero de incgnitas,

entonces para toda la columna se tienen N(2c+1) ecuaciones con el mismo nmero de

incgnitas que se pueden conocer mediante el mtodo de Newton-Raphson.

Ecuaciones por etapa:

Variables por etapa:

El conjunto de N(2c+1) ecuaciones con N(2c+1) incgnitas se pueden resolver por

el algoritmo de Newton-Raphson indicado en la ecuacin 24.

)20(0

1

1=!=

"

"

=

=

c

i

ij

c

iij

ijijijij

l

v

lKvE

)21(0)1)((

)1)(()()(

1

11

111

11

=++!

+!++=

"

"""

=

=

+

=

+!=

!

jjVj

c

iij

jLj

c

iijj

c

iijj

c

iijFjjj

QHSv

hSlHvhlHFH

)22()...,...,( 2121 jcjjjcjjjjj HEEEMMMFF =

)23()...,...,( 2121 jcjjjcjjjjj TvvvlllXX =


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10

En este mtodo se itera tambin hasta que no hay una diferencia significativa entre

dos iteraciones. Para poder realizar la primera iteracin se requiere suponer todas las

N(2c+1) incgnitas.

En general el mtodo SC funciona bien para columnas de destilacin y absorbedores

siempre y cuando se asuma un buen estimado inicial de las variables de tanteo.

METODO SUMA DE FLUJOS (SR)

Este mtodo funciona para absorbedores en los que los puntos de ebullicin de los

componentes son muy diferentes.

En general este mtodo es similar al BP hasta los balances de la matriz tridiagonal.

Despus se determinan un nuevo conjunto de flujos de lquido usando la ecuacin 25 y las

temperaturas se obtienen del balance de energa.

PARTE II: PRCTICAS DE SIMULACIN

PRCTICA 1

SIMULACIN DE UN TANQUE FLASH DE TRES FASES

)24(

1kk1k

FX

FXX

!+

"#

$%&

'

(

(!=!

)25(

1

1

XLL

k

ij

c

i

k

j

k

j !=+

=


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11

Objetivo: Realizar la simulacin de un equipo con equilibrio lquido-lquido-vapor y

comprobar que las fases formadas dependen fundamentalmente de la opcin termodinmica

para el clculo de las constantes de equilibrio. Para esto se ensayarn modelos del tipo de

UNIFAC, UNIQUAC y NRTL.

En un proceso para producir estireno a partir de tolueno y metanol, se genera un

efluente de un reactor. La composicin de la corriente se indica en la tabla 1.

Tabla 1.Efluente del reactor de produccin de estireno.

Componente Kmol/h

Hydrogen 350

Methanol 107

Water 491

Toluene 107

Ethylbenzene 141

Styrene 350

Si esta corriente es llevada a equilibrio a 38C y 300 kPa en el tanque flash

mostrado en la figura 2, calcule las cantidades y composicin de las fases formadas.

Considere la posibilidad de que debido a la presencia de agua, hidrocarburos y gases

ligeros, existan dos fases lquidas y una gaseosa. Compruebe la calidad de las fases

formadas usando los modelos de UNIFAC, UNIQUAC y NRTL para predecir las fases

formadas.


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Figura 2Tanque flash de tres fases.

Lectura asignada:Equilibrio lquido-vapor, lquido-lquido-vapor, ecuaciones de estado,

coeficientes de actividad (Captulos 4 y 5 del libro de Henley y Seader).


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PRCTICA 2

COLUMNA DE DESTILACIN COMPLEJA

Objetivo: Realizar la simulacin de una columna de destilacin compleja usando el

mtodo de correccin simultnea y efectuar un anlisis de sensibilidad de la columna al

variar la relacin de reflujo.

Calclese por el mtodo de SC de Naphtali-Sandholm, con la correlacin de Chao-

Seader para las propiedades termodinmicas, composiciones de los productos, temperaturas

interetapas, flujos y composiciones interetapas, servicios del ebullidor y condensador para

las siguientes especificaciones de destilacin, que representa un intento para la obtencin

de cuatro productos casi puros en una operacin de destilacin simple (Figura 3). El reflujo

es un lquido saturado.

Figura 3Columna de destilacin compleja.


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PRCTICA 3

DESTILACIN EXTRACTIVA

Objetivo: Ajustar el diseo de una columna de destilacin mediante especificaciones

diseo entre la pureza de una corriente y variables como la relacin de reflujo, etapa de

alimentacin o carga trmica suministrada al rehervidor.

Se va a proceder a la destilacin extractiva con fenol de una mezcla de tolueno y n-

hexano (Figura 4). A continuacin se sealan las especificaciones propuestas. Utilcese el

mtodo de Naphtali Sandholm, con la ecuacin de Wilson para los coeficientes de

actividad, para calcular las composiciones de los productos, temperaturas de las etapas,

flujos y composiciones interetapas y servicios de ebullidor y condensador.

Son estas especificaciones adecuadas si lo que se desea es obtener una pureza de n-hexanode al menos 99% y un mnimo de 2.0 lb-mol /h de hexano en el producto de tolueno? De no

ser as, varese la localizacin de las alimentaciones, el nmero de etapas y/o la relacin de

reflujo y recalclese el sistema hasta alcanzar el objetivo.

ESQUEMA


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15

Figura 4Columna de destilacin extractiva.

Lectura asignada: Para las prcticas 2 a 4 se recomienda leer los captulos 7 y 15 del libro

de Henley y Seader.


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16

PRCTICA 4

FLASH STRIPPING

Objetivo: Realizar la simulacin de equipos en serie y recalcular el esquema mediante

especificaciones de diseo.

Para la operacin de flash y stripping que se indica en la figura 5, determnese los

kg-mol/h de vapor que se requieren si el sistema de stripping tiene 10 etapas y opera a 2

atmsferas.

Figura 5.Esquema de flash-stripping.


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PRCTICA 5

CLCULO DE UNA SECUENCIA DE SEPARACIN

Objetivo: Determinar el nmero de platos, relaciones de reflujo, cargas trmicas ylocalizacin de las alimentaciones de las columnas de destilacin de una secuencia

convencional. Obtenga el diseo de la secuencia de destilacin de la figura 6 para separar

una mezcla equimolar de n-pentano, n-hexano, n-heptano y n-octano que se encuentra

como lquido saturado a 22.02 psia. Consiere recuperaciones de 98% de los componentes

claves.

Lectura asignada: Captulo 12 del libro de Henley y Seader.

Figura 6.Secuencia de destilacin directa.


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18

PRCTICA 6

PLANTA DE ETILENO

Objetivo: Realizar la simulacin de la planta completa de produccin de etileno yestablecer estrategias para la convergencia de las corrientes de reciclo.

La planta de produccin de etileno se indica en la figura 7 y bsicamente consiste de

un reactor, en el cual ocurre la descomposicin trmica de Etanol, los gases provenientes

pasan a una etapa de lavado y finalmente la purificacin ocurre en una columna de

destilacin. Enseguida se dan los datos de cada uno de los equipos involucrados.

Es importante sealar que debido a los reciclos, se puede presentar severos

problemas de convergencia, en este sentido se sugiere probar mtodos del tipo de

Weigstein, Directo, Newton o Broyden.

!"#$%&!

#'()*

'#+#,&!

-

.

#/0#

10!/#

2

3

4.

5

$&)1

6

78

10!(9($#

73

75

76

:"$#,&!

Figura 7.Planta de produccin de etileno.


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19

ALIMENTACIN

Etanol (Ton/ao) 10,000.00

Etileno (Ton/ao) 0

Agua (Ton/ao) 0Presin (atm) 1

Temperatura (C) 345

REACTOR

Mdulo ASPEN RStoic

Conversin 99 %Presin (atm) 1

Temperatura (C) 345

REACCION

Ethanol Ethylene Water!!" +#!!


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20

LAVADOR

Mdulo ASPEN RadFrac

Etapas 20

Condensador NingunoRehervidor Ninguno

Presin (atm) 1

Alimentacin

Agua (Ton de agua/ao) 5000

Temperatura (C) 25

Presin (atm) 1

INTERCAMBIADOR

Mdulo ASPEN Heater

Condiciones de salida

Temperatura (C) 25

Presin (atm) 1

COMPRESOR

Mdulo ASPEN Compr

Tipo Isentrpico


Presin (atm) 17


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21

SECADOR

Mdulo ASPEN Sep


% Agua eliminada 98

PURGA

Mdulo ASPEN Ssplit


Corriente purgada (%) 10

COL. PURIFICADORA

Mdulo ASPEN RadFrac

Etapas 20

Condensador Total

Rehervidor Kettle

Presin (atm) 17

Etapa de alimentacin 10

F. de destilado (kmol/h) 21.38

Relacin de Reflujo 2.5

Lectura asignada:Notas del Curso Convergence and Optimization in Aspen Plus, Aspen

Tech., Houston 2000.


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PRCTICA 7

SIMULACIN DINMICA CON CONTROL RETROALIMENTADO DE UNA

SECUENCIA DE DESTILACIN

Objetivo: Sintonizar un controlador tipo PI (proporcional + integral) para una secuencia de

destilacin, usando la tcnica de minimizacin de la Integral Absoluta del Error (IAE).

Realizar simulaciones a lazo cerrado bajo control retroalimentado de la secuencia de

destilacin considerando cambios de set point o perturbaciones en la alimentacin.

1.- Utilizando el mdulo de Radfrac de Aspen Plus, construir la secuencia de separacin

mostrada en la figura 8. Considerar las condiciones ptimas de operacin indicada en la

tabla 2, para la separacin de la mezcla descrita en la tabla 3.

Figura 8.Secuencia de destilacin para separar una mezcla cuaternaria.


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23

Tabla 2.Diseo ptimo de la secuencia de destilacin de la figura 8.

PARAMETROS COLUMNA B10 COLUMNA B9 COLUMNA B8

Etapas reales 42 8 10Relacin de reflujo 8.2726 --------------- 1.9097

Carga del rehervidor

(Btu/h)

3162444.35 322000 ---------------

Destilado (lbmol/h) 25.4 --------------- 24.5

Fondos (lbmol/h) 23.4287 26.6709 --------------

Composicin de productos

nC4 0.9780

nC5 0.9163

nC6 0.923

nC7 0.986

Dimetro de la

columna (ft)

3.1964071 0.986237672 1.54291042

Area bajante/Area

de las columna

0.100001379 0.137412406 0.099998838

Longitud del

vertedero (ft)

2.32255375 0.781646225 1.12110568


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24

Tabla 3.Propiedades de los componentes separados en la secuencia de la figura 8.

CompuestoPeso

Molecular

Temp. de

ebullicin (C)

P. Sat.a

(psia)

Constante de

equilibrio vapor

lquidob

Volatilidad

relativac

n-butano 58.124 -0.4833 35.6 2.3 34.85

n-pentano 72.151 36.0722 9.90 0.68 10.30

n-hexano 86.178 68.7388 2.90 0.158 2.39

n-heptano 100.205 98.4611 0.884 0.066 1

a)a 25 C, b)25 C y 1 atm, c)Respecto a n-C7

2.- Realizar una simulacin de estado estacionario en Aspen Plus con el propsito deestablecer las condiciones iniciales.

3.- Exportar la hoja de simulacin a Aspen Dynamics, con el propsito de realizar la

simulacin dinmica.

4.- Para sintonizar el controlador, se asigna un valor para la ganancia, kc (por default el

simulador asigna 1).

5.- Se asigna un valor para la constante de tiempo integral, !I (por default el simulador

asigna 20).6.- Se establece el valor del set point para la composicin en estudio y se ejecuta la corrida.

7.- Se registra el valor del IAE obtenido.

8.- Se modifica el valor de !Iy se regresa al paso 5 hasta que se logra tener el valor mnimo

local del IAE para el valor asignado de kc.

9.- Se asigna un nuevo valor a kcy se regresa hasta el paso 5 hasta que el mnimo global

para el IAE es obtenido.

Una vez encontrado el mnimo global del IAE se tienen los parmetros ptimos del

controlador PI, realizar los siguientes casos de estudio.

! Caso 1.Cambio escaln positivo y negativo del 1% en el set point para cada uno de los

productos.

! Caso 2. Perturbar el flujo de la alimentacin en 5%, considerando lazos de control

cerrados.


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25

! Caso 3. Perturbar la temperatura de la alimentacin en 5%, considerando lazos de

control cerrados.

En todos los casos de estudio registrar las respuestas dinmicas de los productos y hacer

un anlisis en cuanto a tiempo de estabilizacin y robustez de la respuesta.

PARTE III: CASOS DE ESTUDIO

CASO DE ESTUDIO 1

SIMULACIN DE UNA PLANTA PRODUCTORA DE ACETATO DE ETILO


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26

Objetivo:Realizar la simulacin y anlisis del proceso de produccin de acetato de etilo

con miras a reducir el consumo de energa sin disminuir la pureza del 99% en peso para la

corriente del acetato de etilo.

El proceso de produccin de acetato de etilo consta bsicamente de tres etapas. En

la primera etapa, que es la columna reactor (figura 9), se hace llegar dos corrientes frescas

de materia prima, una de cido actico y la otra de etanol; adems de corrientes recuperadas

de alcohol y cido, las corrientes se mezclan en el rehervidor de la columna de platos y

reaccionan usando como catalizador el cido p-toluensulfnico. El agua, acetato de etilo,

que son productos de la reaccin, juntamente con el exceso de reactivos se destilan. El

destilado se manda a un tanque, al cual se le aade agua de servicios con el propsito de

formar una capa acuosa rica en etanol y otra orgnica rica en acetato de etilo, de la cual unaparte se usa como reflujo de la columna de esterificacin, la segunda parte se enva a una

columna de purificacin del acetato, que como producto final debe tener al menos una

pureza del 99% en peso.

La segunda etapa del proceso, corresponde a una columna de destilacin de platos,

en la cual se recupera el alcohol como destilado y se enva a la columna de esterificacin.

El producto de fondos formado de agua y algunos compuestos orgnicos se enva a

tratamiento.

La tercera etapa lo constituye una columna de destilacin de platos, en la cual se

recupera el acetato de etilo usualmente como un corte lateral o producto de fondos

dependiendo de la cantidad de cido actico.

El diagrama completo del proceso se indica en la figura 9.


27/56

27

Figura 9.Diagrama de flujo del proceso de produccin de acetato de etilo.

La tabla 4 muestra las condiciones de las corrientes importantes del proceso y

necesarias para hacer la simulacin.

Heat and Material Balance

Stream ID 1 2Agua de

Enfriamiento.

Agua

Servicio

Temperatura

(k)303.1 303.1 293.1 293.1

Pressure

(atm)1.00 1.00 1.00 1.00

Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 0.0

Mole Flow 18.701 15.646 2775.422 11.435


28/56

28

(kmol/hr)

Mass Flow

(kg/hr)776.839 939.609 50000.00 206.000

Volume Flow(l/min)

16.577 14.676 834.734 3.439

Enthalpy

(MMBtu/hr)-4.930 -6.761 -752.428 -3.100

Ethanol 15.682

Acetic A. 15.646

Ethyl A.

Water 3.020 2775.422 11.435

Tabla 4.Balance de materia y energa.

Especificaciones de los equipos.

La localizacin de las corrientes de la columna de esterificacin se dan en la tabla 5.

COL. REACTOR (T-12)

Mdulo ASPEN RadFrac

Etapas 36

Condensador Ninguno

Rehervidor Kettle

Presin (atm) 1

Fases vlidas L-L-V

F. de Fondos (kmol/h) 0

Tabla 5.Localizacin de las alimentaciones y reciclos.


29/56

29

Corriente Plato

1 36

2 36

18 3612 36

4 1

11 36

Reaccin de esterificacin :

Alcohol Etlico + cido Actico"Acetato de etilo + Agua

INTERCAMBIADOR H-1

Mdulo ASPEN Heater


Fraccin de vapor 0

Presin (atm) 1

DIVISORES DE FLUJO

Mdulo ASPEN FSplit

Equipo CorrienteFlujo

(Kg/h)

B5 4 4164

B1 12 239

TANQUE DECANTADOR

Mdulo ASPEN Decanter

Condicin Liq. Sat.

Presin (atm) 1


30/56

30

COL. RECUPERADORA

Mdulo ASPEN RadFrac

Etapas 30Condensador Total

Rehervidor Kettle

Presin (atm) 1

F. de destilado (kg/h) 89

F. de reflujo (kg/h) 1084


COL. PURIFICADORA

Mdulo ASPEN RadFrac

Etapas 50

Condensador Total

Rehervidor Kettle

Presin (atm) 1

F. de destilado (kg/h) 1988

R. de reflujo 1.3


Consideraciones adicionales:

(1)Mezclas altamente no ideales, formacin de dos fases lquidas y azetropos.

(2)La reaccin de esterificacin ocurre fundamentalmente en el rehervidor de T-12.


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31

CASO DE ESTUDIO 2

DISEO Y OPTIMIZACIN DE UNA SECUENCIA DE DESTILACIN CON

AHORRO DE ENERGA

Objetivo: Disear y optimizar una columna de destilacin con acoplamiento trmico y

comparar los consumos ptimos de energa con el de las secuencias de destilacin

convencionales.

Las secuencias de destilacin no convencionales, como la secuencia trmicamente

acoplada directa (secuencia con rectificador auxiliar, figura 10) y la secuencia

trmicamente acoplada indirecta (secuencia con agotador auxiliar, figura 11), son

excelentes alternativas a las secuencias convencionales (figura 12) para efectuar la

separacin de mezclas ternarias. Estudios previos en las reas de sntesis de procesos y

procesos de separacin [ver por ejemplo Tedder y Rudd (1978), Alatiqui y Luyben (1985),

Finn (1993) entre otros]han mostrado que estos esquemas de destilacin pueden tener una

reduccin en el consumo de energa de hasta un 30% en comparacin con las clsicas

secuencias convencionales directa e indirecta. Por lo tanto, las secuencias de destilacin no

convencionales son una muy buena oportunidad para reducir los consumos de energa de

los procesos existentes. Esto ltimo es importante ya que en la mayora de los procesos

qumicos se usa vapor de agua como medio de calentamiento, este vapor usualmente se

genera en calderas a partir de combustibles fsiles. El uso de las secuencias de destilacin

no convencionales antes mencionadas permitir un ahorro muy importante en el consumo

de combustibles.

Dentro de otros estudios de sntesis de procesos Glinos y Malone (1988) y

Fidkowski y Krolikowski (1991) mostraron que el flujo de vapor mnimo necesario para


32/56

32

realizar la separacin de una mezcla ternaria (A,B,C) se poda reducir hasta en un 50% para

las secuencias con acoplamiento trmico usando agotadores o rectificadores auxiliares

cuando la cantidad de componente intermedio (B) era pequea. Sin embargo, la desventaja

de este estudio es que se realiza a condiciones de reflujo mnimo y por lo tanto no

considera el nmero de etapas ideales para realizar la separacin.Fidkowski y Krolikowski

(1991) establecen que a pesar de que se tiene una alto ahorro de energa, posiblemente el

control y la operacin sern problemticos.

Figura 10. Secuencia trmicamente

acoplada directa (STA directa)

Figura 11. Secuencia trmicamente

acoplada directa (STA directa).


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33

Figura 12. Secuencias convencionales.

Por lo tanto en este caso de estudio se sugiere que se estudien mezclas ternarias de

hidrocarburos como n-pentano, n-hexano y n-heptano para mezclas con bajo contenido de

n-hexano (20 % en moles) y alto contenido del mismo (70%). Se requiere plantear una

metodologa de diseo de las secuencias acopladas apartir de las desacopladas y

posteriormente realizar la optimizacin usando como funcin objetivo la minimizacin delas cargas trmicas suministradas a los rehervidores, usando como variables de bsqueda

los flujos de interconexin, pueden ser tiles las referencias de Hernndez y Jimnez (1996,

1999).

CASO DE ESTUDIO 3


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34

DISEO DE UNA PLANTA DE GAS NATURAL

Objetivo:Determinar el ahorro potencial de energa en una planta de gas natural, cuando

se hace integracin de energa entre las corrientes de proceso.

Se requiere procesar una corriente de gas natural de 10,000 lbmol/h, 70F, 150

psia, y la composicin indicada en la Tabla 6. El producto gaseoso se requiere a 300 psia,

con al menos 9860 lbmol/hde nC4y especies ms ligeras, y una fraccin mol combinada

de al menos 99.5%. El producto lquido se necesita a 150 psia, con al menos 67.5 lbmol/h

de nC5 y nC6y una fraccin mol combinada de al menos 75%.

Usando el simulador de procesos Aspen Plus 11.1 y el diagrama de flujo de la

Figura 13, determine los requerimientos de energa del proceso. La alimentacin se

comprimea 330 psia,se enfra a 100Fusando agua de enfriamiento, y luego se enfra

nuevamente hasta -15F usando un refrigerante antes de entrar al tanque FLASH-1 que

est a 305 psia. El efluente lquido y vapor se calientan hasta 80F. El siguiente tanque

FLASH-2 est a 300 psia.El efluente lquido se alimenta a una columna de destilacin,

SPLITTER, la cual se disea para remover la mayor cantidad de propano en el destilado.

La columna tiene 12 platosy se le alimentaen el cuarto, numerado de arriba hacia abajo,

y recupera 99%del nC5en los productos de fondosy 99% denC3 en el destilado.

Ahora considere el esquema de proceso mostrado en la Figura 14, y determine y

compare los consumos de energa con el de la Figura 13. En esta configuracin, la corriente

caliente, 3, tiene temperaturas origen y destino de 164 y -15F, y las dos corrientes fras, 20

y 6, cada una tiene temperaturas de origen y finales de 15 y 80F, respectivamente. La

corriente caliente se divide y se usa para calentar las dos corrientes fras, con un

acercamiento mnimo de 20F. La divisin se escoge para obtener un mezclado isotrmicoen el mezclado M-1.

Las propiedades termodinmicas se pueden determinar usando la ecuacin cbica de

estado de Peng-Robinson.

Tabla 6.Flujos molares de la alimentacin y salidas de la planta de gas natural (lbmol/h).


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35

Componente ALIM GAS LIQ

N2 211 211 0

C1 8276 8276 0C2 871 871 0

C3 411 410 1

nC4 141 93 48

nC5 57 11 46

nC6 33 2 31

Total 10000 9874 126

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-

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0

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12

2

3

4

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Figura 13.Planta de gas natural sin integracin de energa.


36/56

36

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.*(

0

1

2

3+4

+-

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3++

8%9

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)*(

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++

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+,

+0

+1

+2

(4

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Figura 14.Planta de gas natural con integracin de energa.


37/56

37

PARTE IV: DESARROLLO DE UNA PRCTICA MODELO

La simulacin aqu presentada corresponde a la prctica nmero dos de la parte II.

Paso 1: Seleccionar el modelo a utilizar para la simulacin, el simulador Aspen Plus

contiene una serie de carpetas que permiten seleccionar modelos para columnas de

destilacin, absorcin, extraccin, reactores, bombas, compresores, ciclones, etc. En este

caso se selecciona de la carpeta de columnas, el modelo de radfrac que sirve para simular

cualquier proceso de separacin por etapas de equilibrio (Figura 15).

Figura 15.Seleccin del modelo de radfrac de Aspen Plus.


38/56

38

Paso 2: Construir un diagrama del proceso, incluyendo las corrientes de alimentacin y

productos. Para incluir corrientes en Aspen Plus se dispone de una carpeta que permite

manejar corrientes de materia, calor y trabajo (Figura 16). La carpeta se ubica en el vrtice

inferior izquierdo.

Figura 16. Diagrama de flujo en Aspen Plus.


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39

Paso 3: Seleccionar los componentes involucrados en el proceso. Aspen Plus dispone de

una base de datos, de la cual se pueden extraer los componentes usando el nombre del

componente (ingls) o la frmula qumica en el orden C(carbono), H(hidrgeno),

O(oxgeno), N(nitrgeno), S(azufre) y otros (Figura 17).

Figura 17.Forma para seleccionar los componentes en Aspen Plus.


40/56

40

Paso 4: Se selecciona el mtodo para el clculo de propiedades termodinmicas, en este

caso de hidrocarburos se usa la correlacin de Chao-Seader (Figura 18). El simulador

contiene ecuaciones cbicas de estado, ecuaciones para el clculo de coeficientes de

actividad, por ejemplo, Wilson, NRTL, UNIFAC y UNIQUAC.

Figura 18.Forma para seleccionar el mtodo de clculo de propiedades termodinmicas en

Aspen Plus.


41/56

41

Paso 5: Introducir las caractersticas de las corrientes de alimentacin en cuanto a

temperatura, presin y flujo por componente (Figura 19).

Figura 19.Forma de registro de corrientes en Aspen Plus.


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42

Paso 6: En esta etapa se dan las especificaciones de la columna en cuanto a platos de

equilibrio, tipo de condensador y rehervidor, mtodo de convergencia. Adems, es

necesario dar dos especificaciones de la columna; por ejemplo, flujo de destilado y relacin

de reflujo (Figura 20).

Figura 20.Forma para introducir datos de diseo de la columna en Aspen Plus.

Paso 7: Se especifican la localizacin de las alimentaciones a la columna, as como la

localizacin, fase y flujo de los productos que se obtienen como corriente lateral. En este


43/56

43

caso una corriente de lquido se extrae de la etapa 10 y una de vapor de la etapa 24 (Figura

21).

Figura 21. Forma para registrar corrientes en Aspen Plus.


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44

Paso 8: Se registra la presin de la columna, para este caso el domo est a 20 psia y el

fondo a 25 psia (Figura 22)

Figura 22.Forma para introducir la presin de operacin de la columna en Aspen Plus.

Paso 9: Se ejecuta la corrida y se analizan los resultados. Por ejemplo, de la corrida se

obtiene el balance de materia y energa mostrado en la tabla 4. Tambin se puede obtener

resultados en forma grfica como los mostrados en la figura 20, en dicha figura se observa

como en efecto la columna separa el componente n-butano en el domo con una pureza alta.

En el primer corte lateral se obtiene el n-pentano, en el segundo corte se obtiene el n-

hexano y en el producto de fondo se obtiene el n-octano con una pureza alta.

Tabla 7. Resultdos del balance de materia y energa.


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45

Heat and Material Balance Table

Stream ID 1 2 3 4 5

From B1 B1 B1 B1

To B1

Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID VAPOR

Substream: MIXED

Mole Flow lbmol/hr

C4 14.08000 13.51076 3.7391E-11 .5692178 1.13638E-6

C5 19.53000 .5692420 2.35999E-4 18.82239 .1381575

C6 24.78000 2.94095E-7 1.645849 .1383410 22.99560

C8 39.94000 1.6503E-18 38.29392 5.48630E-5 1.646240

Total Flow lbmol/hr 98.33000 14.08000 39.94000 19.53000 24.78000

Total Flow lb/hr 8925.325 826.3622 4516.201 1403.053 2179.715

Total Flow cuft/hr 228.0366 22.29401 121.7147 37.72132 6938.580

Temperature F 150.0000 48.99114 291.1601 117.7042 206.0871

Pressure psi 25.00000 20.00000 25.00000 21.66667 24.25926

Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 0.0 1.000000

Liquid Frac 1.000000 1.000000 1.000000 1.000000 0.0

SolidFrac 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0

Enthalpy Btu/lbmol -85352.97 -64790.75 -92280.20 -72660.61 -68300.08

Enthalpy Btu/lb -940.3307 -1103.939 -816.0999 -1011.410 -776.4665

Enthalpy Btu/hr -8.3928E+6 -9.1225E+5 -3.6857E+6 -1.4191E+6 -1.6925E+6

Entropy Btu/lbmol-R -155.0987 -108.6497 -181.0147 -126.9900 -129.0627

Entropy Btu/lb-R -1.708717 -1.851231 -1.600843 -1.767656 -1.467243

Density lbmol/cuft .4312027 .6315597 .3281443 .5177443 3.57134E-3

Density lb/cuft 39.13988 37.06655 37.10480 37.19523 .3141443

Average MW 90.76910 58.69049 113.0746 71.84093 87.96268

Liq Vol 60F cuft/hr 213.6877 22.62569 102.8271 35.77137 52.46363


46/56

46

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829:7

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47

PARTE V

EJEMPLO DE REPORTE DE PRCTICAS DE SIMULACIN

UNIVERSIDAD DE GUANAJUATO

MAESTRIA EN INGENIERIA QUIMICA

(INTEGRACION DE PROCESOS)

DISEO Y SIMULACIN DE PROCESOS (IQ-40604)

CASO DE ESTUDIO 1

PLANTA DE GAS NATURAL

PROFESOR : DR. SALVADOR HERNANDEZ CASTRO

ALUMNO : ENRIQUE TEOPA CALVA

29 DE OCTUBRE DE 2001


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48

CASO DE ESTUDIO 1

PLANTA DE GAS NATURAL

1.-Objetivo:Realizar la simulacin de la planta de gas natural y posteriormente, optimizarenergticamente el proceso por medio de la integracin energtica de las

corrientes.

2.-Consideraciones tericas

Los procesos de produccin primaria en la industria petrolera fueron diseados

durante muchos aos mediante mtodos tradicionales en los que no se consideraron, de

origen, tcnicas sistemticas de uso eficiente de la energa.Entre estas nuevas tcnicas de uso eficiente de la energa en procesos, destacan los

mtodos basados en lo que se conoce como Integracin Energtica de Procesos o Pinch

Analysis (Linhoff et al 1996). Esas aplicaciones se han enfocado a distintos tipos de

procesos incluyendo refinacin, petroqumica y procesos batch y han sido reportadas por un

gran nmero de compaas en distintos pases (ICI en el reino Unido, Unin Carbide en los

EUA, etc.). En el caso de Mxico, son pocas las aplicaciones industriales a este respecto a

pesar de los grandes desperdicios energticos de este tipo en instalaciones petroleras y del

gran incentivo que existe para optimizar el uso de la energa en las mismas. Las

instalaciones de produccin primaria que tienen un gran potencial para su optimizacin

energtica, son procesos de deshidratacin de crudo y gas, procesos de endulzamiento de

gas, estaciones de compresin y de bombeo y procesos de estabilizacin de crudo. Dichos

procesos pueden estar en plataformas marinas o en estaciones terrestres. La optimizacin

energtica puede hacerse en instalaciones existentes o en aquellas que se encuentran an en

la fase de ingeniera de diseo.

Si alguna instalacin involucra varios procesos industriales asociados, entonces laoptimizacin energtica ser del tipo total site (Dhole y Linhoff, 1992), es decir, donde

los principios de integracin energtica de procesos se aplican a varios procesos

industriales que estn interconectados dentro de un mismo complejo de produccin de

petrleo. Una instalacin ideal para realizar este tipo de estudios es aquella en la que se


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49

planee hacer modernizaciones y/o ampliaciones de capacidades de proceso, o bien en

aquellas a las que se desee optimizar la ingeniera de diseo.

3.- Planteamiento del Problema

Se requiere procesar una corriente de 10,000 lbmol/h de gas natural a 70F y 150

psia con los componentes y flujos indicados en la Tabla 1. Se requiere que el producto

gaseoso est a 300 psia con al menos 9860 lbmol/h de nC4 y ligeros con un porcentaje

molar combinado de 99.5% mnimo. El lquido se requiere a 150 psia y con al menos 67.5

lbmol/h de nC5 y nC6 con un porcentaje molar combinado del 75%.

La alimentacin es comprimida a 330 psia, enfriada a 100F con agua de

enfriamiento y a 15F con refrigerante, antes de entrar a un separador flash a 305 psia. Lascorrientes obtenidas de vapor y lquido son calentadas a 80F y sta ltima entra a otro

separador flash a 300 psia. El efluente lquido de este separador es alimentado a una

columna de destilacin en la cual se recupera la mayora del propano en la corriente de

domos. La columna tiene 12 etapas tericas, la alimentacin se realiza en el plato no. 4 y se

recupera el 99% de propano en el domo y el 99% de n-C5 en el fondo. El diagrama de flujo

del proceso se muestra en la figura 1.


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Figura 1. Diagrama de flujo de proceso de Planta de Gas Natural.

Tabla 1. Flujos molares de alimentacin, gas natural y producto lquido

(lbmol/h).

Componente Alimentacin(lbmol/h)

Gas Natural(lbmol/h)

Liquido(lbmol/h

N2 211 211 0C1 8276 8276 0C2 871 871 0C3 411 410 1

nC4 141 93 48nC5 57 11 46nC6 33 2 31

Total 10000 9874 126

COMPR

EA-100A EA-100B

FLASH-1

E-101

E-102

FLASH-2

MIXER

SPLITTER

1

2

3 4

5 6

7

8

9

10 11

12 1 3


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51

4.- Desarrollo

En este caso, para el clculo de propiedades termodinmicas se utiliz la ecuacin

cbica de estado de Peng-Robinson, debido a que una ecuacin cbica de estado aplica

mejor para los componentes de la mezcla de gas. Respecto al diseo de los equipos, se

consider una compresin isoentrpica del 72% en el compresor de alimentacin, una cadade presin de 15 psig en el enfriador EA-100A, una cada de 10 psig en el enfriador E-100B

y una cada de presin de 5 psig para los calentadores E-101 y E-102. Se considera tambin

que no hay cada de presin en la columna de destilacin. Los resultados de esta simulacin

se presentan en la Tabla 2.

Tabla 2. Balance de materia y energa para caso sin integracin energtica.

Posteriormente, se realiz la simulacin integrando las corrientes de calentamiento y

enfriamiento para reducir los requerimientos de energa externa al proceso. En este caso se

consider la derivacin de la corriente de salida del intercambiador E-100A en dos partes

para realizar el calentamiento de las corrientes de salida del separador FLASH-1 y reducir

el consumo de refrigerante en el intercambiador E-100B y eliminar el consumo de vapor en

los intercambiadores E-101 y E-102. El esquema de proceso para este caso se presenta en la

Figura 2 y los resultados de la simulacin se presentan en la Tabla 3.

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54

refrigerante, obtenindose un ahorro global en el proceso del 41% de la energa requerida

con el diseo original.

6.- Conclusiones

La aplicacin de las tcnicas modernas de integracin energtica de procesos,

incluyendo un anlisis combinado de exerga y tecnologa pinch, permiten obtener ahorros

considerables de energa en procesos en los que las operaciones de calentamiento y

enfriamiento de corrientes se realizan de la manera tradicional.

Un anlisis econmico en donde se incluyan costos de operacin y costos de

inversin de equipo permitir determinar en estos casos el valor ptimo del gradiente de

temperaturas que debe utilizarse en el diseo de los equipos de intercambio de calor.

Adicionalmente, este diseo ptimo deber analizarse cuidadosamente para

determinar su factibilidad tcnica en un anlisis que incluya aspectos como la operabilidad

y la seguridad del proceso, ya que en ocasiones este punto ptimo econmico implica

situaciones difciles de conseguir en la operacin y control del proceso real.

7.- Bibliografa

Rodrguez Toral M. A. Aplicaciones de integracin energtica de procesos para la

optimizacin energtica y disminucin de emisiones gaseosas en instalaciones petroleras de

produccin primaria. Instituto Mexicano del Petrleo, 1999.

Linhoff, B and Hindmarch E. (1983) The Pinch Design Method of Heat Exchanger

Networks. Chemical Engineering Science. Vol. 38 No. (5) pag. 745-763

BIBLIOGRAFA

Alatiqui, I. M.; Luyben, W. L. Alternative Distillation Configurations for Separating

ternary Mixtures with Small Concentration of Intermediate in the Feed. Ind. Eng. Chem.

Process Des. Dev., 24, 500-506 (1985)


55/56

55

Aspen Technology, Users Guide Manuals, 2000.

Baquette, B. W.Process Dynamics, Modeling, Analysis, and Simulation, Prentice Hall

International Series, 1998.

Biegler, L.; Grossmann, E.; Westerberg, A. Systematic Methods of Chemical Process

Design, Prentice Hall International Series, 1997.

Finn, A. J. Consider Thermally Coupled Distillation. Chemical Engineering Progress,

October, 41-45 (1993)

Jimnez, A.; Hernndez, S.; Montoy, F. A.; Zavala-Garca, M. Analysis of ControlProperties of Conventional and Nonconventional Distillation Sequences. Ind. Eng. Chem.

Res.2001, 40 (17), 3757-3761.

Henley, E. J; Seader, J. D.; Operaciones de Separacin por Etapas de Equilibrio en

Ingeniera Qumica, Ediciones Repla S. A., 1981.

Hernndez, S.; Jimnez, A. Design of Optimal Thermally-Coupled Distillation Systems

Using a Dynamic Model. Trans Inst. Chem. Eng., 1996, 74, 357-362.

Hernndez, S.; Jimnez, A. Controllability Analysis of Thermally Coupled Distillation

Systems.Ind. Eng. Chem. Res.1999, 38 (10), 3957-3963.

Hernndez, S.; Jimnez, A. Design of Energy-Efficient Petlyuk Systems, Comput. Chem.

Eng. 1999, 23(8), 1005-1010.

Mutalib, M. I., Smith, R. Operation and Control of Dividing Wall Distillation Columns,

Trans Inst. Chem. Eng., 76 (1998)

Seader, J. D.; Henley, E. J. Separation Process Principles. John Wiley & Sons, 1998.


56/56

56

Tedder, D. W.; Rudd, D. F. Parametric Studies in Industrial Distillation: Part I. Design

Comparisons.AIChE J., 24, 2, 303-315 (1978)

Turton, R.; Bailie, R C.; Whiting, W. B;Shaeiwitz, J. A.Analysis, Synthesis, and Design

of Chemical Processes, Prentice Hall International Series, 1998.

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