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Universidad Nacional de San Juan – Argentina Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química

Año 2018 1

CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN

LA INDUSTRIA ALIMENTICIA

MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS TRABAJO PRÁCTICO Nº 1 OBJETIVOS:

1. Introducirnos en el Método de Síntesis Jerárquica de Douglas, mediante la Jerarquización de flowsheets de procesos

existentes.

2. Revisar los conceptos de conversión y selectividad, desarrollando correlaciones entre ambas, para su utilización en el

cálculo de balances.

PROBLEMA Nº 1

Un proceso para producir acetona a partir de isopropanol (IPA) se muestra en la Figura 1. La reacción es:

Isopropanol Acetona + H2

La reacción tiene lugar a 1 atm y 572 ºF. Como corriente de alimentación se usa una mezcla azeotrópica de IPA – H2O.

Realice la jerarquización del flowsheet.

Combustible

IPA-H2O

H2O

Acetona

H2

Mezclador Evapora- dor

Reactor Conden- dor

Flash

Horno

Absorb

edor

Separa

dor

Recic

lador

Vapor Agua fría

H2O

Figura 1. Proceso de producción de acetona.

PROBLEMA Nº 2 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos)

La reacción primaria es:

Tolueno + 1.5 O2 Ácido Benzoico + Agua


Año 2018 2

Sin embargo se producen reacciones reversibles para dar benzaldehído, alcohol bencílico, fenil benzoato y bencil benzoato,

que se forman en las mismas condiciones de reacción, T = 160 ºC y P = 10 atm. El tolueno puro y el aire se usan como

materias primas, la conversión del tolueno es aproximadamente entre 30 y 35%. Del siguiente flowsheet analizar y realizar su

jerarquización.

Figura 2. Proceso de producción de ácido benzoico.

PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química)

Para producir alcohol etílico a partir de melaza, se deben llevar a cabo las siguientes reacciones:

12 22 11 2 6 12 6

6 12 6 2 3 2

2 (1)

2 2 (2)

C H O H O C H O

C H O levadura CO CH CH OH

La melaza contiene 55% de azúcares y se diluye para dar un mosto con 15% de azúcar. La primera es una hidrólisis en medio

ácido (sulfúrico), para desdoblar la sacarosa en glucosa y fructosa. Después se agregan nutrientes. Se ajusta la temperatura y

se agregan la levadura Saccharomyces cerevisiae. Cuando termina la fermentación, el líquido resultante se pasa a una

columna de destilación (alambique) donde se obtiene el alcohol de 96°G.L.

Debido a que el CO2 desprendido en el fermentador lleva una cantidad apreciable de agua y vapores de alcohol, este último se

recupera mediante un absorbedor y se recicla a la columna de destilación donde se separa el alcohol producido en la

fermentación. El fermentador opera a 15 °C y las reacciones se puede suponer que se completan en un 100%. Tanto el

absorbedor como el fermentador operan a presión atmosférica.

Realice la jerarquización del flowsheet de la Fig. 3.

Stripping de Tolueno

Tolueno

Reactor

Catalizador

Rectificación de Ácido Benzoico

Ácido Benzoico

Aire


Año 2018 3

Fermentador

5

Figura 3. Proceso de producción de etanol vía fermentativa.

PROBLEMA Nº 4

Considere dos reacciones isotérmicas en paralelo, de primer orden en un reactor batch (o tubular) alimentado con reactante

puro:

A B

A C

Siendo B el producto deseado y C el producto no deseado. Se define la selectividad como S = mol de producto deseado / mol

de A convertido. Realizar un análisis cinético para determinar la dependencia de la selectividad con la conversión si

corresponde.

¿Cuál sería el resultado si la primera reacción fuese de primer orden y la segunda de segundo orden?

PROBLEMA Nº 5

El isooctano (gasolina) se puede producir mediante las siguientes reacciones:

Buteno + Isobutano Isooctano

Buteno + Isooctano C12

Las reacciones tienen lugar en fase líquida a 45 ºF y 90 psia en un reactor tanque agitado continuo. Asuma que la cinética de la

reacción coincide con la estequiometría y desarrolle una expresión para la selectividad (isooctano producido por buteno

convertido). Tome como valores de k1 y k2, 70.4 y 166.5 respectivamente y que los reactivos se alimentan puros al reactor.

Agitador Mezclador

Fe, Te

X, S, P, CO2, T

A- lam bi- que

Ab- sor- be- dor

1

2

3

4

6

7

1. Melaza 2. Agua 3. Levadura y nutrientes 4. Agua 5. CO2 6. Alcohol etílico 7. Agua (a reciclo a corriente 4)


Año 2018 4

PROBLEMA Nº 6

El etileno puede producirse a partir del craqueo térmico del etano mediante las siguientes reacciones:

C2H6 C2H4 + H2

C2H6 ½ C2H4 + CH4

Las que tienen lugar a 820 ºC y 3.5 atm.

Algunos datos de la distribución de producto se dan en la siguiente tabla. Convertir los datos de porcentaje en peso a

porcentaje en moles, y luego desarrollar una correlación para la selectividad (moles de C2H4 en la salida del reactor por mol de

C2H6 convertido) en función de la conversión. De manera similar, obtener correlaciones de selectividad vs. conversión para el

hidrógeno y el metano.

Componente Producción, % peso

H2 2.00 2.47 2.98 3.51 4.07 4.64

CH4 1.30 1.63 2.12 2.69 3.23 3.96

C2H4 28.90 35.8 43.20 51.10 59.40 67.80

C2H6 67.80 60.10 51.70 42.70 33.30 23.60


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MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS

TRABAJO PRÁCTICO Nº 2

OBJETIVO: Desarrollar los balances de materia y calcular el potencial económico para el segundo nivel de decisión del método

de Douglas.

PROBLEMA Nº 1

El anhídrido acético se puede producir mediante el siguiente sistema de reacción:

Acetona Ceteno + CH4 (700 ºC, 1 atm, en el horno)

Ceteno CO + ½ C2H4

Ceteno + HAc Anhídrido Acético (80 ºC, 1 atm, en el reactor)

Si el enfriamiento es adecuado, el ceteno, CH2CO, reacciona completamente con el ác. Acético (HAc) para formar el producto

deseado.

La selectividad se define como: 1 1.3Moles deCetenoenla salidadel horno

S XMolesde Acetona convertidos enel horno

El caudal de producción deseado es de 16.58 lbmol/h de anhídrido acético con una pureza del 99%. Los costos son:

Acetona $ 15.66/lbmol

ácido acético $ 15.00/lbmol

anhídrido acético $ 44.41/lbmol

combustible $ 4.00/106 Btu.

Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso.

Realice el gráfico de potencial económico.

PROBLEMA Nº 2

En el siguiente proceso de producción de etanol, las reacciones son:

Etileno + Agua Etanol

2 Etanol Dietil-Éter + Agua

Las mismas tienen lugar a 560 K y 69 bar. La constante de equilibrio para la producción del dietil-éter en esas condiciones es K

= 0.2. Las corrientes de alimentación son agua pura y etileno (90 %mol etileno, 8 %mol etano y 2%mol de metano). El caudal


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de producción deseado es de 783 lbmol/h de mezcla azeotrópica (85.4 %mol de etanol), y los costos son: alimentación de

etileno (mezcla) $ 6.15/ lbmol, agua de proceso = $ 0.00194/ lbmol, etanol como azeótropo = $ 10.89/ lbmol y el costo del

combustible es de $ 4.00/ 106 Btu.

Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso


PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química)

Considere el esquema y datos de producción de etanol dado en el problema 3 del práctico 1. Por simplificación suponer que las

reacciones suceden en el mismo reactor. El caudal de producción deseado es de 12.5 kmol/h de mezcla azeotrópica (85.65

%mol de etanol), y los costos son: alimentación de melaza $ 19.8/ kmol, agua de proceso = $ 0.00426/ kmol y etanol como

azeótropo = $ 23.96/ kmol. Considere que: la melaza está constituida por sacarosa y agua; y que el CO2 tiene un costo de $

0.96 / kmol, si se vende el efluente gaseoso. Consultar a la cátedra por otros datos.

Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso.


PROBLEMA Nº 4

Considere el esquema de producción de isooctano dado en el práctico 1. El caudal de producción deseada es de 918 lbmol/h

de isooctano. Los costos de las corrientes son:

Buteno $ 4.40/ lbmol

Isobutano $ 5.63/ lbmol

Isooctano $ 36.54/ lbmol

Combustible $ 4.00/ 106 Btu

* Asuma el costo del n-dodecano como despreciable.

Y la composición de las corrientes de alimentación:

Componente 1 2

C3 8 % 12 %

Buteno 80 % -

i-C4 - 73 %

n-C4 12 % 15 %

Dibuje la estructura de Entrada - Salida del proceso.



Año 2018 3

PROBLEMA Nº 5

El estireno puede producirse por medio de las siguientes reacciones:

C6H5-C2H5 C6H5-C2H3 + H2 (1)

Etilbenceno Estireno

C6H5-C2H5 C6H6 + C2H4 (2) Etilbenceno Benceno Etileno

C6H5-C2H5 + H2 C6H5-CH3 + CH4 (3) Etilbenceno Tolueno Metano

La reacción tiene lugar a 1115 ºF y 25 psia. Se desea producir 250 lbmol/h de estireno.

Wenner y Dybdal encontraron correlaciones para la distribución de producto:

32 547.2215.0333.0 XXXEstirenodeMol

BencenodeMoles

32 638.2264.0084.0 XXXEstirenodeMol

ToluenodeMoles

donde X es la conversión a estireno. La corriente de alimentación de etilbenceno contiene 2 % en moles de benceno. Los

costos de los productos y los reactivos son:

Etilbenceno $ 15.75/ lbmol

Estireno $ 21.88/ lbmol

Benceno $ 9.04/ lbmol

Tolueno $ 8.96/ lbmol

Combustible $ 4/ 106 Btu

Esquematice la estructura de Entrada - Salida del proceso.



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OBJETIVO: Desarrollar la estructura de reciclo, e incorporar los nuevos costos en el potencial económico obtenido en el nivel

de decisión anterior del Método de Douglas.

PROBLEMA Nº 1

Desarrollar la estructura de reciclo para el proceso de producción de isooctano vía alquilación de buteno. Suponer que ∆H1 = -

27440 Btu/lbmol, ∆H2 = - 25180 Btu/lbmol, 13 1

1 (9.56 10 )exp{ 28000/ (º ) }k RT R h y

17 1

2 (2.439 10 )exp{ 35000/ (º ) }k RT R h ,

asumir ambas constantes de primer orden con respecto al buteno.

Usar reactor tanque agitado continuo con la siguiente correlación de costo: 0.5583150 $/RV año

Graficar el potencial económico versus las variables de diseño.

Justificar el tipo de contacto usado.

PROBLEMA Nº 2

Desarrollar la estructura de reciclo para el problema de la síntesis de etanol. Suponer que ∆HR, EtOH = - 19440 Btu/lbmol y

∆HR,DEE = - 5108 Btu/lbmol; la constante cinética de reacción está dada por:

9 1

1 (1.4 10 ) exp 29807 / (º )k x RT R hr

y es de primer orden respecto al agua; y

)(º/10119exp)10679.1( 7 RTxKeq

Graficar el potencial económico versus las variables de diseño.

Nota: En ambos problemas, las energías de activación están dadas en [Btu/lbmol]


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OBJETIVO: Desarrollar el mejor sistema de separación para diferentes procesos, utilizando para tal propósito, los heurísticos

disponibles, las aproximaciones en los cálculos de separación y la asistencia de simuladores (con ayuda del profesor).

PROBLEMA Nº 1

Realizar el cálculo aproximado de la separación flash producida sobre la corriente de salida del reactor del proceso HDA.

Considere que los caudales de salida de cada uno de los componentes de la corriente y la constante de equilibrio líquido-vapor

para cada uno de ellos son:

Componente fi o fj (lbmol/h) Ki o Kj

H2 1549 99.07

CH4 2323 20.00

Benceno 265 0.0104

Tolueno 91 0.00363

Difenilo 4 0.000008

Estos valores han sido calculados para una conversión 0.75 y un valor de yPH = 0.4

PROBLEMA Nº 2

Hacer la mejor propuesta de sistema de separación para los siguientes procesos, considere si es necesario un sistema de

recuperación de vapor, donde debería colocarse, qué tipo de sistema de sería el mejor, dé alternativas de secuenciamiento de

columnas de destilación, cuál sería la mejor. Describa en detalle cuáles son las razones de su propuesta e indique qué cálculos

debería realizar para verificar sus suposiciones o realícelos en caso de disponer de un simulador de procesos.

a) Proceso del estireno.

b) Proceso del anhídrido acético. (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos).

c) Proceso del etanol vía fermentación; considere el reciclo de levaduras. Además del Método de Douglas (1988),

aplique el de Petrides (2000) para Síntesis de Procesos de bio-separación en caso de ser necesario. (Ingeniería en

Alimentos, Opcional Ingeniería Química).


Año 2018 1

CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA

INDUSTRIA ALIMENTICIA



OBJETIVO: Desarrollar la red de intercambio calórico (RIC) más eficiente y económica posible para un conjunto dado de corrientes.

PROBLEMA Nº 1 Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares:

Corriente Te (K) Ts (K) F.Cp, kW/K Observación

1 430 340 15 Líquido

2 310 395 7 Líquido

3 370 460 32 Vapor

Servicio auxiliar Te (K) Ts (K) Costo $/kg

Vapor 500 500 0.006

Agua de enfriamiento 305 ≤ 325 0.00015

Ucooler = Uinternal network = 0.2629 kW/m2. K Uheater = 0.3505 kW/m2. K

Costo de compra de los intercambiadores de calor:

CP ($) = 3000 A0.5

A = [m2]

Operación de equipos = 8500 h/año

Tasa de retorno = r = 0.1 año-1

1. Para un ∆Tmín = 10 K, calcular los requerimientos mínimos de calentamiento y enfriamiento, el calor disponible en cada

intervalo de temperatura, dibujar el diagrama de cascada.

2. Calcular la temperatura de pinch.

3. Calcular el número de intercambiadores de calor, sin tener que pasar energía a través del pinch.

4. Desarrollar una red de intercambiadores de calor.

5. Hacer el cálculo del costo de la RIC.

6. Calcular el número mínimo de intercambiadores de calor.

7. Realizar la ruptura de loops para eliminar intercambiadores de calor.


Año 2018 2

PROBLEMA Nº 2

Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares:

Corriente Te (C) Ts (C ) F.Cp, kW/C

1 260 160 3

2 250 130 1.5

3 120 235 2

4 180 240 4

Servicio auxiliar Te (C) Ts (C)

Vapor 260 260

Agua de enfriamiento 32 ≤ 52

Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, con excepción del ítem 5.


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MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS


OBJETIVO: A partir del diagrama de flujo de un proceso (DFP) determinado, obtener el diagrama de flujo de información (DFI)

asociado, y la secuencia lineal de resolución del mismo mediante los algoritmos de Preprocesamiento de la Información.

PROBLEMA Nº 1

La alternativa tecnológica seleccionada para la producción de monoclorodecano se representa a través del diagrama de flujo mostrado

en la figura:

Figura 4. Diagrama de flujo del proceso de producción de monoclorodecano.

Las reacciones involucradas en el reactor son:

Cl2 + C10H22 MCD + HCl

MCD + Cl2 DCD + HCl

Realice el diagrama de flujo de información correspondiente y aplique el algoritmo de Kehat-Shacham para su particionado,

el de Lee Rudd para su rasgado y realizar el ordenamiento.

PROBLEMA Nº 2 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos).

Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, pero en este caso, aplicarlos al diagrama de flujo del proceso de

producción de acetona a partir de isopropanol propuesto en el Práctico Nº1, Problema 1.


Año 2018 2

PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química).

El diagrama de flujo simplificado y modificado del proceso de producción de café instantáneo se muestra en la figura siguiente:

Lodo con 20% de insolubles y 28% de solubles

Reciclo de

solución

Agua

Per

cola

dor

Secadero spray

Ciclón

Prensa

Secadero

Agua caliente

Café tostado molido

Agua

Extracto: 35% de solubles

Café instantáneo seco

Lodo con 40% de insolubles

Café granulado húmedo con 62,5% de insolubles

Figura 5. Proceso de producción de café instantáneo.

Se requieren los mismos ítems que en el problema 1.


Año 2018 1





OBJETIVO: Obtener el conjunto óptimo de variables de diseño y la secuencia de resolución de un módulo básico de simulación

(equipo), mediante la aplicación del Algoritmo de Lee, Christensen y Rudd.

PROBLEMA 01 Realizar la selección de variables de diseño y la secuencia de resolución, para un intercambiador de calor líquido – líquido

(Figura 6), teniendo en cuenta las siguientes hipótesis:

1- Estado Estacionario.

2- Un solo componente.

3- Sin cambio de fase.

4- Equipo de un solo paso.

5- U (coeficiente global de transferencia) se supone constante.

6- Sin pérdida de carga a lo largo del equipo.

Las ecuaciones correspondientes son:

LMTAUq .. (1)

)( 111 es HHQq (2)

)( 222 es HHQq (3)

)(

)(ln

)()(

21

21

2121

es

se

esse

LM

TT

TT

TTTTT (4)

),( 111 PTHH sss (5)

),( 222 PTHH sss (6)

),( 111 PTHH eee (7)

),( 222 PTHH eee (8)


Año 2018 2

Figura 6. Calentamiento o enfriamiento de una corriente.

PROBLEMA 02 Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, pero suponiendo que un proceso (de la industria química, alimentaria o

farmacéutica) está modelado por el siguiente conjunto de ecuaciones:

)5(3059672

)4(1523

)3(252

)2(20434

)1(106532

54321

53

532

5432

54321

xxxxx

xx

xxx

xxxx

xxxxx

Q1, T1s, H1s, P Q1, T1e, H1e, P

Q2, t2s, H2s, P

Q2, T2e, H2e, P

INTERCAMBIADOR DE

CALOR – U.A

Universidad Nacional de San Juan - Argentina Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química

Año 2018 1





OBJETIVO: Introducirnos en el manejo básico de un simulador comercial de procesos químicos/

petroquímicos/farmacéuticos/de la industria alimentaria, mediante la resolución de un problema de aplicación.

PROBLEMA 1- COLUMNA DEMETANIZADORA

Una columna demetanizadora es operada como una columna sin reflujo con una presión en el tope de 2273.7 kPa y una

presión en el fondo de 2308.15 kPa. La torre tiene dos alimentaciones y un calentador lateral para controlar el caudal interno de

vapor de la columna. La carga de calor del intercambiador lateral es de 2.11e6 kJ/h. La torre tiene 10 etapas teóricas

incluyendo el reboiler, y el calentador lateral está ubicado en la etapa 4, contando desde el tope. Se asume un caudal de

1339.3 kmol/h del producto de tope y los estimados de temperatura para el tope y el fondo son –87.22 ºC y 26.67 ºC

respectivamente. A continuación se muestran las alimentaciones, sus caudales y ubicación.

Condiciones de las alimentaciones:

Alimentación 1 2

Plato en el que ingresa

Presión (kPa)

Temperatura (ºC)

1

2273.7

-119

2

2287.5

-83.3

Componentes

N2

CO2

C1

C2

C3

i – C4

n – C4

i – C5

n – C5

n – C6

n – C7

n – C8

kmol/h

4.14

7.82

1142.13

311.53

114.58

18.08

13.80

5.86

3.24

0.55

0.33

0.09

kmol/h

1.23

0.63

157.69

25.66

16.36

4.44

4.29

3.21

2.22

0.81

1.04

0.59


Año 2018 2

Calcular:

1- Recuperación de etano en el producto de fondo.

2- Recuperación de propano en el producto de fondo.

Debe bombearse el producto de fondo de la demetanizadora hasta una presión de 2756 kPa y usar esta corriente como

alimentación a la deetanizadora.

2- COLUMNA DEETANIZADORA

La columna deetanizadora opera como una columna de destilación con reflujo y tiene 15 etapas teóricas, incluyendo el

condensador y el reboiler. El plato de la alimentación es el séptimo contando desde el tope. El producto de fondo de la

demetanizadora es la alimentación de la columna y entra a una presión de 2756 kPa. La presión del condensador es de

2721.55 kPa y la del reboiler es de 2790.45 kPa.

Para simular la columna se asume que se desea una especificación para el producto de fondo de C2/C3 ≤ 0.01 en fracción

molar y una relación de reflujo de 2.5.

Se desea saber:

- Cuál es la recuperación de etano en el producto de tope.

- Cuál es la recuperación de propano en el producto de fondo.

NOTA: El producto etano de tope es todo vapor. Asuma un estimado de temperatura para la etapa 1 de –3.89 ºC, para la etapa

15 (reboiler) de 93.33 ºC, y un caudal del producto de cabeza de 317.8 kmol/h.

Regrese al modo EDIT FLOWSHEET (CHEMCAD) e instale una válvula para reducir la presión del producto a un valor de

1584.7 kPa. Esta corriente será utilizada como alimentación a la columna depropanizadora.

3- COLUMNA DEPROPANIZADORA

La presión de la columna depropanizadora es de 1584.7 kPa, siendo la presión del reboiler de 1600 kPa. El objetivo es obtener

por el tope un producto propano con la siguiente especificación de composición: i – butano + n – butano ≤ 1.5 % molar. La

composición del propano en el producto de fondo debe ser ≤ 2% molar.

Asuma que la columna tiene un total de 25 etapas ideales y la etapa de alimentación es la 12 a partir del tope. La pérdida de

carga a través del condensador es de 34.45 kPa y el producto de tope es un destilado líquido condensado.

Calcular:

- Recuperación de propano en el producto de tope.

- Recuperación total de etano y de propano en el tren de destilación.


Año 2018 1

CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA



TRABAJO PRÁCTICO Nº 8: Simulación del Proceso Otto – Williams

OBJETIVOS:

1- Aplicar un programa generado en lenguaje de programación básico (Qbasic), para la simulación de un proceso sencillo.

2- Comprender el funcionamiento de dicho programa para poder generar algoritmos propios de simulación.

Consideraremos la simulación de un proceso, propuesto inicialmente por Otto y Williams. Las corrientes de alimentación son

especies puras de A y B que se mezclan con una corriente de reciclo y entran a un reactor tanque agitado, donde tienen lugar las

siguientes reacciones:

A + B C

C + B P + E

P + C G

Donde C es un producto intermedio, P es el producto principal, E es un subproducto, y G es un desecho aceitoso. Tanto C como E

pueden venderse por sus valores como combustible, mientras G debe ser tratado para poder ser desechado. La planta consiste en

un reactor, un intercambiador de calor para enfriar el efluente del reactor, un decantador para separar el producto de desecho G

de los reactantes y otros productos, y una columna de destilación para separar el producto P. Debido a la formación de un

azeótropo, algo del producto (equivalente al 10 % en peso del flujo másico del componente E) es retenido en el fondo de la

columna. La mayoría del producto de fondo es reciclado al reactor y el resto es usado como combustible (purga). El modelado de

la planta puede realizarse sin un balance de energía y además simplificar el problema considerando reacciones isotérmicas para

la producción del producto P.

Consideremos los modelos de las diferentes unidades a fin de simular el flowsheet. Todas las corrientes están dadas en flujos

másicos.

Modelo de Reactor

Figura 7. Reactor.

F1

F2

FR

Feff


Año 2018 2

La velocidad de producción y descomposición de los componentes A, B, C, P, E y G están dados por cinéticas elementales basadas

en fracciones másicas. Por simplicidad se supone un reactor isotérmico. Las reacciones para este reactor son las siguientes:

..11 VXXkFFF BA

A

R

AA

eff

...212 VXXkXkFFF BCA

B

R

BB

eff

..22 321 VXXkXXkXXkFF CPCBBA

C

R

C

eff

..2 2 VXXkFF CB

E

R

E

eff

...5.0 32 VXXkXXkFF CPCB

P

R

P

eff

...5.1 3 VXXkFF CP

G

R

G

eff

PGECBAj

FFFFFF

FX

G

eff

P

eff

E

eff

C

eff

B

eff

A

eff

j

eff

j ,,,,,,

Donde las constantes de velocidad están dadas por:

119

1 /12000exp109755.5 pesoenfracciónhTk

1112


1115


y Xj

mezcla.

Modelo del Intercambiador de calor

Figura 8. Intercambiador de calor.

Ya que no hay un balance de energía, las ecuaciones para esta unidad son directamente relaciones de entrada y salida

PGECBAjFF j

eff

j

ex ,,,,,,

Modelo del Decantador

Feff Fex

Fex Fd

Fwaste


Año 2018 3

Figura 9. Decantador

Esta unidad supone una separación perfecta entre el componente G y el resto de los componentes, de tal forma que las ecuaciones

pueden ser escritas de la siguiente forma:

PGECBAjFF j

eff

j

d ,,,,,,

0G

dF

G

ex

G

waste FF

PGECBAjF j

waste ,,,,,,0

Modelo de la Columna de Destilación

Figura 10. Columna de Destilación

Esta unidad supone la separación de producto P por la cabeza pero también supone que algo del producto es retenido por debajo

debido a la formación de un azeótropo, conduciendo a las siguientes ecuaciones:

ECBAjFF j

d

j

bottom ,,,,

ECBAjF j

prod ,,,,0

E

d

P

bottom FF 1.0

E

d

P

d

P

prod FFF 1.0

Modelo del Divisor de Flujo

Figura 11. Divisor de flujo.

Las ecuaciones para esta unidad están dadas por:

Fd

Fprod

Fbottom

Fbottom

Fpurge FR


Año 2018 4

PECBAjFF j

bottom

j

purge ,,,,,

PECBAjFF j

bottom

j

R ,,,,,)1(

Especificaciones para la simulación:

F1 = 6582 lb/h (todo A)

F2 = 14995.6 lb/h (todo B)

V = 1000 ft 3

0.1

350 /lb ft

T = < 600 ºR

Ejecutar la simulación del proceso, previo armado del flowsheet en base al enunciado del práctico.

Informar los resultados obtenidos adjuntando el flowsheet completo del proceso.

Universidad Nacional de San Juan Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química

Año 2018 1

CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA ALIMENTICIA

MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS


OBJETIVO: Resolver problemas de optimización empleando la función Solver (programa) correspondiente al utilitario de

planilla de cálculo Excel.

PROBLEMA 1

Una refinería procesa petróleo crudo para producir un número de gasolinas intermediarias, las cuales deben ser

posteriormente mezcladas (o cortadas) para producir dos grados diferentes de combustible para motor: común y premium.

Cada gasolina tiene un octanaje conocido, una disponibilidad máxima, y un costo unitario fijo. Los dos combustibles tiene un

octanaje mínimo especificado y un precio de venta, y el mezclado (corte) se lleva a cabo a un costo unitario conocido.

Obligaciones contractuales imponen requerimientos de producción mínima de ambos combustibles. Sin embargo, todo el

exceso de combustible o la gasolina no usada puede ser vendido en el mercado libre a precios conocidos. Ver figura.

Determinar el plan óptimo de producción de la refinería en el próximo periodo de tiempo.

Gasolina intermedia Disponibilidad Octanaje Precio de Venta Impuestos Costo de corte

αi (bbl/periodo) βi ci(3) ci(4) ci(5)

1 2,00E+05 70 30 24 1

2 4,00E+05 80 35 27 1

3 4,00E+05 85 36 28.5 1

4 5,00E+05 90 42 34.5 1

5 5,00E+05 99 60 40 1.5

Tipo de Producto Ventas mínimas Octanaje Mínimo

γj

Precio de Venta de los productos

($/bbl)

contratadas δj Contratista

cj(1)

Venta libre

cj(2)

Común 5.00E+05 85 40 46

Premium 4.00E+04 95 55 60


Año 2018 2

Figura 12. Diagrama de flujo de producción de la refinería de petróleo.

El índice de performance en este caso será el beneficio neto durante el periodo planificado. El beneficio neto estará

compuesto por las ventas de combustible para motor y las ventas intermedias menos los costos de mezclado menos los

costos recargados por los intermediarios. Las variables independientes serán simplemente los flujos representados en la

figura. Así, cada intermediario tendrá asociado con el, una variable que representa la cantidad de intermediario asignado a la

producción de combustible común, otra que representa la cantidad usada para producir premium y una tercera que

representa la cantidad vendida directamente.

Así, para cada intermediario i,

xi = cantidad usada para común, bbl/periodo

yi = cantidad usada para premium, bbl/periodo

zi = cantidad vendida directamente, bbl/periodo

Cada producto tendrá dos variables asociadas con el: uno representa las ventas contratadas y otro representa las ventas en

el mercado.

Así, para cada producto j,


Año 2018 3

uj = cantidad asignada a los contratistas, bbl/periodo

vj = cantidad vendida en el mercado, bbl/periodo

El modelo consistirá de balances de materia de cada intermediario y producto, restricciones de mezclado que aseguren que

se alcanzarán las performances requeridas, y límites de las ventas:

1- Balance de materia para cada intermediario i:

xi + yi + zi ≤ αi

donde αi es la disponibilidad del intermediario i a lo largo del periodo, en bbl/periodo.

2- Balance de materia de cada producto:

Σ xi = u1 + v1 Σ yi = u2 + v2

3- Restricciones de mezclado de cada producto:

Σ βi xi ≥ γ1 (u1 + v1)

Σ βi yi ≥ γ 2 (u2 + v1)

donde βi es el octanaje del intermediario i, e γj es el octanaje mínimo del producto j.

4- Restricciones de ventas por contrato para cada producto j:

uj ≤ δj

Donde δj es la producción contratada mínima, en bbl/período.

El criterio de beneficio neto está dado por:

)()( )5()4()3()2()1(

ii

i

iiii

i

iiijjjj yxczyxczcvcuc

Donde:

jdecontratoporventaslasparaunitariodeecioc j Pr)1(

jdelibresventaslasparaunitariodeecioc j Pr)2(

iermediariodeldirectasventaslasparaunitariodeecioci intPr)3(

iermediariodelunitariopuestoci intIm)4(

iermediariodelcortedeCostoci int)5(

Utilizando los datos dados en la tabla, el problema de planificación se reduce a:

Maximizar:

)(25205.75.78660465540 11543212121 yxzzzzzvvuu

)(5.41)(5.35)(5.29)(28 55443322 yxyxyxyx

Sujeto a las siguientes restricciones:

x2 + y2 + z2 ≤ 4.105


Año 2018 4

x3 + y3 + z3 ≤ 4.105

x4 + y4 + z4 ≤ 5.105

x5 + y5 + z5 ≤ 5.105

x1 + x2 + x3 + x4 + x5 = u1 + v1

y1 + y2 + y3 + y4 + y5 = u2 + v2 70.x1 + 80.x2 + 85.x3 + 90.x4 + 99.x5 ≥ 85.(u1 + v1)

70.y1 + 80.y2 + 85.y3 + 90.y4 + 99.y5 ≥ 95.(u2 + v2) u1 ≥ 5.105 u2 ≥ 4.105 Además, todas las variables deben ser mayores o iguales a cero.

PROBLEMA 2

La relación entre presión - volumen molar - temperatura de gases reales está dada para gases ideales por la relación: P.v =

R.T

Donde:

P = presión (atm)

v = volumen molar (cm3/gmol)

T = Temperatura (K)

R = constante de los gases (82.06 atm . cm3/ gmol . K)

La ecuación semiempírica,

1/ 2est

R T aP

b T b

intenta corregir las separaciones de la idealidad pero involucra dos constantes semiempíricas a y b cuyos valores están

mejor estimados a partir de datos experimentales. Se han realizado una serie de medidas de P, v, T.

Experimento Nº Pexp (atm) v (cm3/gmol) T (K)

1 33 500 273

2 43 500 323

3 45 600 373

4 26 700 273

5 37 600 323

6 39 700 373

7 38 400 273

8 63.6 400 373

Restricciones: Pest >= Pexp a, b >= 0

Estimar los valores de a y b por medio de la minimización de mínimos cuadrados.


Año 2018 1

CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA


MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS


OBJETIVO: Aplicar las herramientas correspondientes del simulador de procesos químicos y petroquímicos CHEMCAD para:

Optimizar la operación de un equipo simulado previamente.

Realizar el Estudio de Sensibilidad de la solución obtenida ante perturbaciones en los parámetros de diseño de

dicho equipo.

PROBLEMA

a) Se desea minimizar la fracción de propano en el producto de fondo de la columna depropanizadora, simulada en el

práctico “Simulación de Procesos”, mediante valores óptimos de la presión de salida de la válvula reductora y de la carga

calórica del condensador de reflujo. No se consideran restricciones en este último caso.

Nota: para ejecutar la optimización previamente deberá modificar las siguientes especificaciones y ejecutar la simulación

nuevamente:

En el condensador: cambiar especificación de i-butano+n-butano, por el valor de la fracción de propano en el

producto de tope, obtenido en el práctico “Simulación de Procesos”.

En el reboiler: cambiar especificación de propano por el valor de la carga calórica del reboiler obtenida en el práctico

“Simulación de Procesos”.

b) Se desea determinar la sensibilidad de la fracción mínima de propano en el producto de fondo obtenido en (a), a una

reducción del 10 % en la carga calórica del reboiler (QR) debida a una disminución en el coeficiente global de transmisión

de calor de dicho equipo por ensuciamiento.

c) En ambos casos anteriores, plantee el problema de optimización/análisis de sensibilidad según corresponda e informe

los resultados obtenidos.

mezclador evapora - reactor conden - ipa-h argentina ... · sin embargo se producen reacciones...

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