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UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR
DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO MAESTRIA EN INGENIERÍA QUÍMICA
SIMULACIÓN DE UN PROCESO DESHIDROGENACIÓN – ISOMERIZACIÓN DE N-PARAFINAS C12 – C15 EN FPIA CON CATALIZADOR Pt Cu Al2O3
Trabajo de Grado presentado a la Universidad Simón Bolívar por Alexis Eduardo Lira Cáseres
Como requisito parcial para optar al grado de Magíster en Ingeniería Química
Realizado con la Tutoría del Profesor Dr. Roberto Galiasso
Marzo, 2006
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UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR
DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO COORDINACIÓN DE INGENIERÍA QUÍMICA
SIMULACIÓN DE UN PROCESO DESHIDROGENACIÓN – ISOMERIZACIÓN DE
N-PARAFINAS C12 – C15 EN FPIA CON CATALIZADOR Pt Cu Al2O3
RESUMEN.
Algunas industrias venezolanas se han visto en la obligación de importar olefinas lineales para producir detergentes biodegradables, aunque Venezuela cuenta con la materia prima necesaria para producir dichos detergentes. En unos de los cortes pesados de la Refinería de San Roque ubicada en el centro del Estado Anzoátegui Venezuela dispone de 6000 barriles diarios de parafinas que pueden servir de materia prima para obtener olefinas lineales. Por tal motivo a través de un modelo matemático, se simuló una planta de deshidrogenación de parafinas en un reactor FPIA sobre un catalizador Pt – Cu – Al2O3, con la finalidad de obtener olefinas lineales venezolanas. En dicha simulación se obtuvieron selectividades por encima del 95 % y conversiones mayores al 50%. Además, durante la reacción de deshidrogenación de las parafinas se observó un incremento de la selectividad y una disminución de la desactivación del catalizador de manera proporcional al incremento en el flujo de benceno e hidrógeno. Por otra parte se analizaron las diversas variables económicas mediante la determinación de los costos de inversión y de operación de la planta así como también el efecto de las variables operacionales en la rentabilidad del proyecto. Finalmente se realizó un estudio de las principales variables de diseño de cada uno de los equipos que conforman la planta. Palabras Claves: Deshidrogenación, Isomerización, Detergente Biodegradable, LAB, n- olefinas
iii
DEDICATORIA.
A mis Padres.
iv
AGRADECIMIENTOS
A Dios por sobre todas las cosas y a su grandiosa Madre María Auxiliadora que me ayudaron en los momentos difíciles. A mis Padres por la orientación y el ánimo que solo ellos saben dar Al Prof Roberto Galiasso por su colaboración y por su paciencia. A Teresita, Joagne y a todos los Profesores que estuvieron como Coordinadores de la Carrera de Ing Química y me ayudaron durante todo el Post Grado. A todas esas personas que les debo mucho más que un simple agradecimiento pero que uno siempre olvida agradecer.
v
ÍNDICE GENERAL
RESUMEN. ............................................................................................................. ii DEDICATORIA. ..................................................................................................... iii AGRADECIMIENTOS............................................................................................ iv
ÍNDICE GENERAL.................................................................................................. v
ÍNDICE DE FIGURAS .......................................................................................... viii ÍNDICE DE TABLAS............................................................................................. xii LISTA DE SÍMBOLOS Y ABREVIATURAS. ....................................................... xiv
INTRODUCCIÓN .................................................................................................... 1
CAPITULO 1. Marco Teórico................................................................................. 5
1.1. El Negocio. ................................................................................................... 5 1.2. Procesos industriales.................................................................................... 5
1.2.1. Condiciones de operación de los procesos industriales......................... 6 1.3. Descripción del Proceso. .............................................................................. 9 1.4. Equipos de la zona de preparación de la carga y zona de purificación. ..... 10
1.4.1. Compresor. .......................................................................................... 10 1.4.2. Bomba.................................................................................................. 11 1.4.3. Separadores tipo Flash. ....................................................................... 11 1.4.4. Fraccionadoras..................................................................................... 11 1.4.5. Horno ................................................................................................... 11 1.4.6. Hidrodesulfurador (HDS)...................................................................... 12 1.4.7. Absorbedor tipo Amina......................................................................... 12
1.5. Reactores Trifásicos. .................................................................................. 12 1.5.1 Lecho Fijo – Lecho fluidizado................................................................ 12 1.5.2. Reactor Tubular Catalítico Flujo Pistón (FPI) ....................................... 14 1.5.3. Modelo de reactor ................................................................................ 16
1.6. Criterios de Selección para el Reactor........................................................ 22 1.6.1. Criterios Cinéticos. ............................................................................... 23 1.6.2. Criterios Termodinámicos .................................................................... 25 1.6.3. Reacciones y Cinéticas. ...................................................................... 26 1.6.4. Desactivación....................................................................................... 31 1.6.5. Criterios Económicos y de Mercado..................................................... 33 1.6.5.1. Disponibilidad de la materia prima y requerimientos de los productos........................................................................................................................ 33 1.6.6. Criterios Operacionales de los equipos de la planta. ........................... 34
1.7. Evaluación y Análisis Económico de la planta. ........................................... 35 1.7.1. Factibilidad del proyecto....................................................................... 35 1.7.2. Costos de capital.................................................................................. 36
vi
1.7.3. Costos de operación ............................................................................ 37 1.7.4. Ganancia.............................................................................................. 40
CAPITULO 2 Marco Metodológico ..................................................................... 41
2.1. Cinéticas de las Reacciones....................................................................... 42 2.2. Fluido Dinámica. ......................................................................................... 43 2.3. Determinación de los controles................................................................... 43
2.3.1. Resistencia del transporte de materia a través de la película: ............. 43 2.3.2. Control por parte de la resistencia a la difusión en los poros ............... 44 2.3.3. La resistencia a la transferencia de calor en la película ....................... 44
2.4. Expresión de Velocidad de Reacción. ........................................................ 47 2.5. Balance de Masa en el Reactor.................................................................. 47 2.6. Concentraciones. ........................................................................................ 49 2.7. Estimación de las Propiedades Termodinámicas. ...................................... 50
2.7.1. Presión de vapor. ................................................................................. 50 2.7.2 Densidad del Líquido............................................................................ 51 2.7.3. Densidad del Vapor............................................................................ 52 2.7.4. Capacidad Calorífica de líquidos.......................................................... 53 2.7.5. Cálculos de las entalpías de Formación............................................... 54 2.7.6. Viscosidad de Líquidos. ....................................................................... 54
2.8. Diseño de Equipos...................................................................................... 55 2.8.1. Bomba Centrifuga. ............................................................................... 55 2.8.2. Compresor de H2. ................................................................................ 56 2.8.3. Horno o Calentador: ............................................................................. 57 2.8.4. Separador Flash................................................................................... 58 2.8.5. Torre Fraccionadora............................................................................. 58
2.9. Cálculo de Costos de Equipos.................................................................... 59 2.9.1. Torre de Destilación: ............................................................................ 59 2.9.2. Evaporador Flash. ................................................................................ 60 2.9.3. Compresor. .......................................................................................... 60 2.9.4. Bomba.................................................................................................. 60 2.9.5. Horno Calentador. ................................................................................ 61 2.9.6. Reactor:................................................................................................ 61 2.9.7. Costo del Absorbedor........................................................................... 62
2.10. Método Numérico. .................................................................................... 62 2.10.1. Ecuaciones diferenciales a resolver. .................................................. 63
2.11. Modelo del Simulador. .............................................................................. 64 CAPITULO 3. Resultados y Discusión............................................................... 66
3.2. Determinación de los Controles en el Reactor............................................ 68 3.2.1. Resistencia del transporte de materia a través de la película: ............. 68 3.2.3. Control por parte de la resistencia a la difusión en los poros ............... 68 3.2.4. La resistencia a la transferencia de calor en la película ....................... 69
3.3. Comportamiento de la Vaporización y solubilidad el Reactor. .................... 69 3.4. Resultados de la Reacción Química. .......................................................... 73 3.5. Análisis preliminar del Reactor. .................................................................. 93
vii
3.6. Resultados de la Planta .............................................................................. 95 3.6.1. Balance de Masa y Energía de la Planta. ............................................ 95 3.6.2. Dimensionamiento de los Equipos. ...................................................... 95
3.7. Análisis Económico..................................................................................... 98 3.7.1. Ciclo de Regeneración. ...................................................................... 100 3.7.2. Balance económico. ........................................................................... 105
CONCLUSIONES. .............................................................................................. 110
RECOMENDACIONES. ...................................................................................... 116
REFERENCIAS................................................................................................... 117
ANEXOS ............................................................................................................. 124
viii
ÍNDICE DE FIGURAS
Figura 1.1. Diagrama de la Planta de Deshidrogenación de LPG Houdry Catofin y Catadieno .
TM
TM .................................................................................................. 8
Figura 1.2. Diagrama de una Planta de Deshidrogenación de Parafinas Tecnología UOP Oleflex. .................................................................................................... 8
Figura 1.3. Diagrama de la Planta de Deshidrogenación de Parafinas. ................ 10
Figura 1.4. Reactor Tubular................................................................................... 15
Figura 1.5.Etapas en el Modelo del Reactor. ........................................................ 17
Figura 1.6. Etapas de Transferencia de masa en partículas. ................................ 18
Figura 1.7. Representación de catalizador con total wetting (a) y parcial wetting (b)........................................................................................................................ 21
Figura 2.1. Esquematización de la metodología realizada. ................................... 41
Figura 2.2. Diagrama de Flujo del Programa a Utilizar.......................................... 65
Figura 3.1. Fracción Vaporizada de Benceno en función del Volumen del reactor........................................................................................................................ 69
Figura 3.2. Fracción Vaporizada de Ciclo Olefinas y Parafina en función del Volumen del reactor. ...................................................................................... 70
Figura 3.3. Fracción Vaporizada de Ligeros en función del Volumen del reactor.. 70
Figura 3.4. Efecto de la Presión y temperatura en la solubilidad del Hidrógeno en la mezcla de parafina ..................................................................................... 71
Figura 3.5. Efecto de la Presión y temperatura en la Fracción Vaporizada del Benceno Metil Ciclo Hexano y Ciclo Hexano. ................................................ 72
Figura 3.6. Efecto de la Presión y temperatura en la Fracción Vaporizada para las Iso Parafinas. (En presencia de ligeros)......................................................... 72
Figura 3.7. Efecto de la Presión y temperatura en la Fracción Vaporizada de los Ligeros. .......................................................................................................... 73
Figura 3.8. Perfil de Conversiones en función del volumen del Reactor. .............. 74
Figura 3.9. Perfil de Conversiones en función del volumen del Reactor para diferentes períodos de operación................................................................... 75
Figura 3.10. Perfil de Temperatura en función del volumen del reactor. ............... 75
Figura 3.11. Perfil de Velocidades de reacción ( scatmmol
∗3 ) en función del
volumen del reactor........................................................................................ 76
ix
Figura 3.12. Perfil de Velocidades para las reacciones 2 y 3 ( scatmmol
∗3 ) en
función del volumen del reactor ..................................................................... 77
Figura 3. 13. Perfil de Velocidad de la reacción 4, 5, 6 y 7 ( scatmmol
∗3 ) en
función del volumen del reactor ..................................................................... 77
Figura 3.14. Perfil de Concentraciones (mol/l) de Parafinas, Olefinas, Ciclo Olefinas e Iso Olefinas, en función del volumen del reactor........................... 78
Figura 3.15. Perfil de Concentración (mol/l) de Parafinas en función del volumen del reactor ...................................................................................................... 79
Figura 3.16. Perfil de Concentración de Hidrógeno (mol/l) en la fase líquida en función del volumen del reactor ..................................................................... 80
Figura 3.17. Solubilidad de H en la fase líquida en función del volumen del reactor. (mol H /moles parafina)
2
2 .................................................................... 81
Figura 3.18. Perfil de Concentración de Benceno (mol/l) en la Fase líquida en función del volumen del reactor ..................................................................... 81
Figura 3.19. Selectividad en función del Volumen del reactor para diferentes periodos de tiempo......................................................................................... 82
Figura 3.20. Perfiles de Flujos molares de Parafina lineal, Olefinas e Hidrógeno en función del Volumen del reactor..................................................................... 83
Figura 3.21. Fracción de actividad en función del Volumen del reactor para diferentes periodos de tiempo de 15 días. ..................................................... 84
Figura 3.22. Ventas anuales en MM $ por año en función del volumen del reactor........................................................................................................................ 85
Figura 3.23. Efecto de la Temperatura de Entrada de reactivos en el reactor en la Producción de Olefinas. ................................................................................. 85
Figura 3.24. Efecto de la Temperatura de entra de reactivos en la selectividad. .. 86
Figura 3.25. Efecto de la Presión de entrada de reactivos en el reactor en la producción de olefinas. .................................................................................. 87
Figura 3.26. Efecto de la presión de entrada en la selectividad del proceso......... 87
Figura 3.27 Efecto de la variación del flujo de benceno en la Selectividad del proceso. ......................................................................................................... 88
Figura 3.28 Efecto de la Variación del Flujo de Benceno en la Producción de Olefinas. ......................................................................................................... 88
Figura 3.29. Efecto de la Variación del Flujo de hidrógeno en la producción de olefinas........................................................................................................... 89
Figura 3.30. Efecto de la Variación del flujo de Hidrógeno en la Selectividad del proceso. ......................................................................................................... 90
x Figura 3.31. Efecto de la Temperatura de entrada en la Inversión...................... 101
Figura 3.32. Efecto del incremento de la presión de operación del reactor en la inversión final de la planta............................................................................ 102
Figura 3.33. Efecto de la variación del flujo de Benceno en la inversión de la planta. .......................................................................................................... 103
Figura 3.34. Efecto de la Variación del flujo de hidrógeno en la inversión total de la planta. .......................................................................................................... 104
Figura 3.35. Efecto del la duración del ciclo de operación del reactor sobre el VPN...................................................................................................................... 105
Figura 3.36. Efecto del la duración del ciclo de operación del reactor sobre la TIR...................................................................................................................... 105
Figura 3.37. Efecto del la temperatura de entrada al reactor sobre la TIR y el VPN..................................................................................................................... 106
Figura 3.38. Efecto del la variación de la presión del reactor sobre la TIR y el VPN..................................................................................................................... 107
Figura 3.39. Efecto de la variación del flujo de Benceno en la TIR y el VPN. ..... 107
Figura 3.40. Efecto de la variación del flujo de Hidrógeno en la TIR y el VPN.... 108
Figura 3.41. Tasa Interna de Retorno del Proyecto a 10 años en función del precio del producto principal (Olefinas)................................................................... 108
Figura 3.42. Valor presente Neto del Proyecto a 10 años en función del precio del producto principal (Olefinas) ........................................................................ 109
Figura A.1. Producción mundial de Lineal Alquil bencenos según el proceso utilizado. ....................................................................................................... 124
Figura A.2. Visión Global de plantas de conversión GTL operando y bajo discusión para diciembre del 2003............................................................................... 125
Figura A.3. Esquema de la planta considerado para el balance de masa y energía..................................................................................................................... 126
Figura A.4. Correlación para la Fracción Vaporizada del Benceno Metil Ciclo Hexano y Ciclo Hexano, para una conversión X = 0,5. (En presencia de ligeros).
1........................................................................................................ 150
Figura A.5. Correlación para la Fracción Vaporizada para las Iso Parafinas, para una conversión X = 0,5. (En presencia de ligeros).1 .................................... 151
Figura A.6.Correlación para la Fracción Vaporizada para los Ligeros. ............... 152
Figura A.7. Correlación de la solubilidad de hidrógeno si tomar en cuenta los ligeros........................................................................................................... 153
Figura A.8.Correlación para la solubilidad de hidrógeno tomando en cuenta los ligeros........................................................................................................... 154
xi Figura A.9. Input 1. Hoja de Ingresos de datos cinéticos y estequiometría de cada
una de las reacciones en fase líquida. ......................................................... 155
Figura A.10. Input 2. Hoja de Ingresos de datos cinéticos y estequiometría de cada una de las reacciones en fase gaseosa. ...................................................... 156
Figura A.11. Input 3. Hoja de Ingresos de datos del Catalizador y del Reactor .. 157
Figura A.12. Input 4. Hoja de Ingresos de propiedades termodinámicas de cada uno de los compuestos que intervienen en las reacciones. ......................... 158
Figura A.13. Input 5. Hoja de Ingreso de la conversión deseada y del periodo de tiempo para el cual se desea calcular el reactor. ......................................... 159
Figura A.14. Hoja “Calculando”. .......................................................................... 160
Figura A.15. Resultados. ..................................................................................... 160
Figura A.16. Hoja de Graficas de los Resultados obtenidos en el reactor. ......... 161
Figura A.17.Resultados del Diseño de los equipos. ............................................ 162
xii
ÍNDICE DE TABLAS
Tabla 1.1 Valores de Energía de Activación y constantes de Reacción................ 27
Tabla 1.2 Valores de Energías y Constantes de Absorción. ................................. 27
Tabla 1.3 Condiciones de Operación de los Equipos de la zona de preparación de la carga y purificación. ................................................................................... 34
Tabla 1.4. Factores De Instalación De Los Equipos.............................................. 39
Continuación Tabla 1.4. Factores De Instalación De Los Equipos........................ 40
Tabla 3.1 Volumen atómico incremental ............................................................... 46
Tabla 3.1. Datos Generales para lo cual se realizaron todas las simulaciones..... 66
Tabla 3.2. Resultados de los controles para cada una de las Transferencias de masa. ............................................................................................................. 68
Tabla 3.3. Efecto de la variación de la Temperatura y la presión en el volumen del reactor, Actividad, Selectividad y conversión. ................................................ 90
Tabla 3. 4. Efecto del tiempo de residencia en la actividad, selectividad y conversión...................................................................................................... 91
Tabla 3. 5. Efecto de la variación del flujo de hidrógeno y benceno en la actividad, selectividad, conversión y volumen del reactor. ............................................. 92
Tabla 3. 6. Comparación de criterios de selección para el análisis preliminar del reactor. ........................................................................................................... 93
Tabla 3. 7. Resumen de las condiciones de operación y del Balance de masa y energía de la planta. ...................................................................................... 95
Tabla 3.8. Dimensionamiento del Compresor de Hidrógeno. ................................ 96
Tabla 3.9. Dimensionamiento de la Bomba de Parafina. ...................................... 96
Tabla 3.10. Dimensionamiento de la Bomba de Benceno..................................... 96
Tabla 3.11. Dimensionamiento del Separador de Hidrógeno y Ligeros. ............... 96
Tabla 3.12. Dimensionamiento del Separador de Ligeros..................................... 97
Tabla 3.13. Dimensionamiento del Fraccionador de Benceno. ............................. 97
Tabla 3.14. Dimensionamiento del Fraccionador de Parafina. .............................. 97
Tabla 3.15. Dimensionamiento del Reactor. ......................................................... 98
Tabla 3.16. Costos de cada uno de los Equipos de la Planta. .............................. 99
Tabla 3.17. Costos de Inversión, Operativos y de Regeneración.......................... 99
Tabla 3.18. Costos Operativos por equipos ........................................................ 100
xiii Tabla 3.19. Costos y Ganancia por Barril de parafina en un año de operación de la
planta. .......................................................................................................... 101
Tabla A. 1. Balance de masa y energía en la sección 1 a 6 de la planta. ........... 128
Tabla A. 2. Balance de masa y energía en la sección 7 a 12 de la planta. ......... 128
Tabla A. 3. Balance de masa y energía en la sección 13 a 18 de la planta. ....... 129
Tabla A.4. Balance de masa y energía en la sección 19 a 25de la planta. ......... 129
Tabla A.5. Valor del Factor de costo FM. para la bomba centrifuga.................... 142
Tabla A.6. Valores de las constantes b1, b2, b3 para la bomba centrifuga......... 142
Tabla A.7. Valores de factor K para el calculo del costo del Horno..................... 143
Tabla A.8. Valores de factor fd para el calculo del costo del Horno. ................... 144
Tabla A.9. Valores de factor fp para el calculo del costo del Horno. ................... 144
Tabla A.10. Valor del Factor de costo para el separador Flash........................... 145
Tabla A.11. Valores de los Factores F1 y F2 para el calculo del costo de la Fraccionadoras ............................................................................................ 147
Tabla A.12. Valores del Factor F3 para el calculo del costo de la Fraccionadoras..................................................................................................................... 147
Tabla A.13. Valores de factor fm para el calculo del costo del Reactor. ............. 149
xiv
LISTA DE SÍMBOLOS Y ABREVIATURAS.
A Área transversal de tubería (m2) a Gas – líquido interfacial área por unidad de volumen (m-1) ap área seca del catalizador (m2) aw área mojada del catalizador (m2) CEPCI Índice de costo de equipos y accesorios.
2HC Concentración de Hidrógeno (mol/l)
12nCC Concentración de parafina (mol/l)
Dab Difusividad molecular (m2s-1)
de Diámetro equivalente de Esfera. (m) dE Diferencial de Energía (UC) Deff Difusividad Efectiva (m2s-1) ∆Η Variación de Entalpía (Cal/mol) dN Diferencial de moles (moles) dp diámetro de partícula (m) dt Diferencial de tiempo (UC) dV Diferencial de volumen (UC) E Energía de Activación (Cal/mol) f Factor de Fricción Fj Flujo molar del elemento j en la salida (moles/unidades de tiempo) Fj,0 Flujo molar del elemento j en la entrada (moles/unidades de tiempo) Fr Numero de Froude’s G Referido al Gas g Aceleración de Gravedad (m/s2) Ga Número de Galielo GTL Conversión de Gas a Líquido H Cabezal de la bomba (Pa) h Coeficiente de transferencia de calor (BTU/h.ft2.ºF) I Tasa porcentual de interés k Constates de velocidad de reacción (UC) K Constate de absorción del compuesto i en el catalizador (m3/Kmol) Kdes Constante de desactivación del catalizador
BzK Constante de Absorción de Benceno (m /Kmol)3
deshk Constante de velocidad de reacción directa para la deshidrogenación de parafina (
sKgcatl
⋅)
2HK Constante de Absorción de Hidrógeno (m /Kmol) 3
hidk Constante de velocidad de reacción inversa para la hidrogenación de parafina (
sKgcatl
⋅)
xv kL Conductividad Térmica ( Wm-1K-1)
12nCK Constante de Absorción de parafina (m3/Kmol)
Ks Coeficiente de transferencia de masa del líquido al sólido (m/s) L Referido al Líquido Lc Longitud característica (m) M Peso molecular Nu Número de Nusselt P Presión del sistema (atm) Pe Número de Pecle Pr Número de Prandtl
ZP∆ Caída de presión en la dirección axial
Q Caudal volumétrico (m3/s) R Constante de los gases (UC)
deshR− Velocidad de Reacción de Deshidrogenación (scatm
mol⋅⋅3 )
Re Número de Reynolds rj Velocidad de reacción (UC) Sc Número de Schmidt Tc Temperatura Crítica (K.) TIR Tasa interna de Retorno (%) Tr Temperatura Reducida U Velocidad superficial (Kg m-2 s-1) V Volumen (m3) VPN Valor Presente Neto We Número de Weber Xe Conversión de equilibrio XG Número de Lockart – Martinelli Z dirección axial (m) Zram Parámetro de Rackett para la Mezcla β Resistencia a la Transferencia de Calor ε Porosidad del catalizador εΒ Porosidad del Lecho ƒ eficiencia o factor de mojado (Wetting) γ Solubilidad del componente en la mezcla η Eficiencia a la resistencia en los poros del catalizador µ Viscosidad (Kg m-1s-1) π Número pi ρ Densidad (Kg m-3) τ Tortuosidad del catalizador υ Volumen molar (m3/kmol) ψ Fracción Vaporizada del componente en la mezcla
1
INTRODUCCIÓN
Las parafinas constituyen la materia prima principal en la producción de los alquil
bencenos lineales (LAB). Los LAB son detergentes ampliamente usados cuya
producción consume la mayor parte de la n-parafina que se generan a nivel
mundial. Tradicionalmente, las n-parafinas se obtienen del proceso de extracción
del querosén usando tecnologías propietarias tales como Molex de UOP, IsoSiv de
Union Carbide ahora conocida como Dow Chemical y Ensorb (ExxonMobil) que
implican el empleo de los tamices moleculares, entre otras.
El LAB se obtiene a partir de varios procesos químicos que implican la obtención
de olefinas, las cuales se derivan de las n – parafinas. Los métodos más
conocidos para sintetizar las olefinas a partir de las n – parafinas son la
deshidrogenación, la deshalogenación, la deshidratación y deshidrohalogenación,
siendo estos dos últimos los más importantes. Los procesos más conocidos son el
de Ziegler basado en un catalizador de trietilo de aluminio, el proceso de Shell
basado en un catalizador del fosfato del níquel y el proceso selectivo basado en la
catálisis del metalloceno y en procesos muy particulares mediante el cracking o
pirólisis del petróleo entre otros.
La industria del LAB ha sido afectada negativamente durante los últimos años por
la disponibilidad limitada de la n-parafina especialmente cuando los precios del
petróleo crudo han excedido los $30 por barril, haciendo que los precios del
querosén y de la n-parafina también se incrementen. Por tal motivo cada día
aumenta la necesidad de disponer de un gas trenzado más barato para convertir
los destilados medios de procesos de GTL a destilados de más alto valor de
comercial como la n-parafina.
2
Históricamente la producción del LAB ha pasado por varias etapas comenzando
en 1940 donde la empresa UOP desarrolló procesos para producir cantidades
industriales de dodecil benceno sulfonado el cual era uno de los surfactantes más
ampliamente utilizados para la fabricación de detergentes sintéticos.
Luego de 1950 se encontró que los alquil bencenos ramificados tenían baja
velocidad de biodegradación lo que traía como consecuencia la producción de
grandes cantidades de espumas en ríos, en plantas de tratamiento de aguas
residuales y en corrientes acuíferas. Posteriormente Swisher y Kolbel utilizando
compuestos modelos, demostraron que las moléculas con un átomo de carbón
cuaternario en el extremo de la cadena, son particularmente resistentes a la
interrupción biológica (biodegradación), mientras que pero los materiales que
contienen a un grupo cuaternario adyacente al benceno son susceptibles a la
biodegradación.
En 1960 UOP desarrolla una tecnología para producir alquil bencenos lineales
particularmente alquil bencenos sulfonados lineales (LAS), los cuales además de
tener buenas propiedades biodegradables tenían bajos costos de producción.
En 1990 se instala en Tailandia la primera unidad Oleflex de UOP para la
deshidrogenación catalítica de propano, con la finalidad de obtener propileno en
forma directa, puesto que por mucho tiempo este se obtuvo con un subproducto
de procesos tales como el cracking al vapor, el FCC entre otros. Sin embargo una
vez puesta en funcionamiento esta primera unidad Oleflex ocurrieron varios
incidentes de operatividad durante el primer año, por ejemplo, problemas de
formación de coque, hollín, inyección del sulfuro, problemas de carburación y
corrosión metalúrgica, coque térmico y tensión térmica entre otros. En los últimos
12 años, luego de varias modificaciones esta primera unidad ha mantenido su
operatividad.
3 En 1995 se introduce un nuevo catalizador sólido con la finalidad de eliminar
problemas de corrosión, neutralización y disposición del HF que tiene las unidades
de alquilación para la obtención del LAB, esta tecnología es denominada Detal
Process.
En busca del avance y la independencia tecnológica que hagan que Venezuela
deje de ser un país importador de productos terminados, se ha identificado una
corriente de parafinas lineales la cual está ubicada en la Refinería de San Roque
(Centro del Estado Anzoátegui) con una capacidad de 6000 barriles diarios de
parafina pesada C12 –C15 que tienen gran variedad de compuestos orgánicos
(lineales, ramificados y en cierta proporción cíclicos), los cuales podrían se
utilizados en la síntesis de olefinas lineales y así, cubrir parte del mercado interno
del país. Con la finalidad de hacer posible el aprovechamiento de esta corriente
de parafinas lineales en la presente investigación se propone la utilización de un
catalizador nuevo del cual se conoce la cinética y algunas condiciones de
operación determinadas experimentalmente para deshidrogenar las parafinas
provenientes de dicha refinería y así producir el LAB y cubrir el mercado nacional.
La cinética empleada fue desarrollada a partir de modelos de conglomerados que
se resumen en siete reacciones dos de las cuales son reversibles de primer orden
(deshidrogenación – isomerización de la parafina).
Unas de las ventajas de la obtención de parafinas por esta vía es que, a diferencia
del proceso Ziegler que utiliza un catalizador de Trietilo de Aluminio, no es
necesario controlar el tamaño de las olefinas por lo cual no ocurre polimerización o
se considera despreciable. En comparación con el cracking operaríamos a menor
temperatura y presión permitiendo el ahorro de energía, lo que haría posible un
diseño de equipos más económico y rentable.
Este trabajo tiene como objetivo general simular un proceso de deshidrogenación
– isomerización de parafinas lineales C12 – C15 en un reactor FPIA para obtener
olefinas lineales para la fabricación de detergentes biodegradables. Dicha
4 simulación se hará mediante el uso de un modelo matemático que permita la
resolución de ecuaciones diferenciales utilizando el método RKF4.
La ejecución del modelo matemático se hará mediante el uso de la programación
en Excel con macros. Unas de las ventajas del simulador es que la cinética y las
propiedades de los componentes que intervienen en las reacciones pueden ser
modificadas. Tanto el método numérico como el lenguaje de programación serán
descritos en detalle en el Capitulo 2 del presente trabajo.
Igualmente para cumplir con el objetivo general se proponen como objetivos
específicos la determinación de las condiciones óptimas de operación que den el
mejor beneficio económico, así como también la realización de un balance
económico aproximado por equipos y la determinación del efecto de la presión de
H2, temperatura y concentración de benceno en la selectividad del proceso.
5
CAPITULO 1
1.1. El Negocio.
El negocio de las alfa olefinas es muy complejo pues los productores más
importantes sirven a una amplia gama de segmentos de la industria química que
va: De comonómeros del polietileno (C4 - C8) a través de los lubricantes sintéticos
(C10), de los detergentes intermedios (C12 - C14), a los productos químicos del
campo petrolífero y de los agentes químicos del papel (C16 - C18), a los añadidos
de los lubricantes (C20+) entre otros. El gran para el productor de olefinas es cubrir
la necesidad de un mercado tan diverso en términos de tamaño, crecimiento de
mercado, geografía y necesidad de servicio técnico ( Nexant PERP, 2003)
1.2. Procesos industriales
A finales de los años 60, la ruta de oligomerización era una de las más utilizadas.
Este proceso consistía en una sucesiva adición de moléculas del etileno hasta
llegar al tamaño deseado (Burdick, 2001).
222223222223
22232222
CHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCHCH
=−−−−→=+=−−=−−→=+=
( ) ( ) etcCHCHCHCHCHCHCHCHnCHCH n ,2223222223 =−→=+=−− +
6 En la actualidad, los procesos químicos utilizados comercialmente en la
producción de olefinas son:
El proceso de Ziegler basado en un catalizador de trietilo de aluminio
El proceso de Shell basado en un catalizador de fosfato de níquel.
El proceso Alfa Selecto basado en un catalizador de metalloceno. Este
proceso fue introducido para satisfacer la demanda de olefinas para
plásticos, detergentes y el rápido crecimiento del consumo de detergentes.
Houndry con sus diferentes versiones CATOFINTM y CATADIENOTM, y el
Oleflex como extensión del proceso UOP Pacol.
Los líderes mundiales de los procesos comerciales en la gama completa de
olefinas son: BP, Chevron Phillips y Shell. Las características de los diferentes
procesos y distribuciones de alfa olefinas se describen como sigue: Chevron
Phillips emplea un catalizador diluido del trietilo de aluminio para producir una
amplia gama de alfa olefinas que van desde fracciones C4 hasta fracciones de
C30+ que incluyen fracciones puras de C16 y C18. Estas alfa olefinas son altamente
lineales y con un elevado número de carbonos. Por otra parte BP emplea un
catalizador más complejo para diversificar la producción de alfa olefinas en la
gama de comonómeros, resultando que sus productos sean más ramificados que
los de Chevron Phillips si se considera una olefina de igual número de átomos de
carbono. Finalmente Shell produce olefinas con más alto número de átomos de
carbono denominado SHOP por sus siglas en ingles. (Nexant 2003).
1.2.1. Condiciones de operación de los procesos industriales.
En el proceso de Ziegler es necesario tener una alta pureza de etileno y una
excelente compresión. La reacción es de tipo exotérmica y se lleva a cabo entre
160 – 200 ºC y entre 140 – 210 atm y el calor generado se transfiere a una
corriente de agua para la producción de vapor
7 En el proceso alfa selecto se llevan a cabo tres pasos en el sistema de reacción:
iniciación, propagación y terminación. Este proceso es similar al de la producción
de polímeros tales como polietileno y polipropileno. El etileno y el catalizador son
inyectados continuamente en el reactor a una temperatura entre 250 – 300 ºC y
una presión de 90 atm, en donde los monómeros reaccionan casi exclusivamente
para producir moléculas lineales C6, C9 y C10 (Burdick, 2001).
Hoy en día existen diferentes versiones de los procesos para la producción de
olefinas, por ejemplo el proceso Houndry posee las versiones: CATOFINTM para
mono olefinas y el CATADIENETM diolefinas.
El proceso de Houndry se inicia con la alimentación de las parafinas en varios
reactores de lecho fijo en donde es parcialmente convertida en una mezcla de H2,
gases ligeros, olefinas y alimentación no convertida. Los productos de reacción
son comprimidos y procesados en una planta en la cual el H2, los hidrocarburos
ligeros y las olefinas estables son concentrados y recuperados como producto.
Este concentrado puede ser tratado o transformado en una amplia variedad de
procesos dependiendo de la longitud de la cadena en derivados (MTBE, TBA,
entre otros). Hay un gran número de esquemas posibles para la integración básica
de una planta de deshidrogenación con varias técnicas de separación; por
ejemplo, el proceso de dehidrogenación de LPG el cual da origen a una gran
variedad de productos terminados como los que se pueden observar en la figura
1.1
Reactor Compresión
Planta de Gas
Fraccionamiento
Extracción
Etherificación
Alquilación
Polimerización
Alimentación
PropanoIso Butano
Otros
Reciclo
Propileno
Otros
MTBE TBA Alquilato de Motor
Iso Butileno
8
Figura 1.1. Diagrama de la Planta de Deshidrogenación de LPG Houdry CatofinTM y CatadienoTM.
Secado deGas
Fraccionamiento
Zona de Intercambio de Calor
Zona de Recuperación de
Calor
AlimentaciónFresca
Zona de ReacciónY Regeneración Continua
Figura 1.2. Diagrama de una Planta de Deshidrogenación de Parafinas Tecnología UOP Oleflex.
Por otra parte, la tecnología Oleflex de UOP produce olefinas de alto número de
carbonos. Como se observa en la figura 1.2, el sistema es alimentado con
parafinas no procesadas (alimentación fresca) que pasan a través de unos
intercambiadores de calor para llevarlas a la temperatura de reacción deseada. El
sistema catalítico emplea un reactor con alimentación lateral con el fin de
mantener la temperatura de reacción debido a que la reacción es endotérmica;
además utiliza un sistema continuo de regeneración de catalizador. El catalizador
es removido desde el fondo del reactor y alimentado al tope del reactor. Los
reactantes y productos no convertidos salen por el fondo del reactor y pasan a la
zona de compresión o turbo expansión o cualquier otro sistema de recuperación
disponible. El líquido del separador es bombeado a un stripper donde se
9 remueven los componentes ligeros y el líquido de fondo es llevado a la zona de
fraccionamiento donde se obtienen los productos deseados.
Como ya se ha descrito, la mayoría de los procesos poseen una zona de reacción
una de separación de gases ligeros y una zona de fraccionamiento; dependiendo
de la alimentación existen algunas variantes pero en general todos poseen estas
tres etapas para la obtención del producto.
1.3. Descripción del Proceso.
Como se mencionó anteriormente se decidió mantener el esquema general de las
plantas comerciales las cuales constan de tres zonas:
• Zona 1: Purificación de la Carga y Calentamiento
• Zona 2: Reacción y Compresión
• Zona 3: Separación y Fraccionamiento
Como se puede observar en la figura 1.3, en la zona 1, tenemos el
Hidrodesulfurador, el Separador 1, la bomba de parafina y el Horno. Esta zona
tiene como objetivo la eliminación de la mayor cantidad de azufre presente en la
mezcla de parafina y el calentamiento de los reactivos. La Zona 2, consta del
compresor de hidrógeno y de los Reactores 1 y 2, el uso de dos reactores es con
la finalidad de hacer que el proceso sea continuo y no se detenga la planta
mientras se esta regenerando el catalizador; lo que significa que los reactores
operan alternadamente. Finalmente en la Zona 3 tenemos los separadores, el
absorbedor tipo amina y las dos fraccionadoras. El separador Nº 2 es el
encargado de separar los productos y reactivos no convertidos de todos los
componentes ligeros, el Separador Nº 3 tiene la función de separar el hidrógeno
de los hidrocarburos ligeros, la fraccionadora F-Bz de recuperar y recircular el
benceno al reactor y la fraccionadota F-Parff para separar las olefinas de las
10 parafinas no convertidas; en esta zona también se encuentra la bomba P-Bz que
tiene la finalidad de llevar el benceno a la presión de operación del reactor. Para
este trabajo sólo se estudiará el reactor con desactivación del catalizador sin
análisis de regeneración.
Zona 1 Zona 2 Zona 3
Figura 1.3. Diagrama de la Planta de Deshidrogenación de Parafinas.
1.4. Equipos de la zona de preparación de la carga y zona de purificación.
1.4.1. Compresor.
En un proceso de compresión, el trabajo isentrópico representa, el trabajo de eje
mínimo requerido para la compresión de un gas desde un estado inicial dado
hasta cierta presión de descarga. Las eficiencias de los compresores
generalmente se encuentran entre un 70% al 80%.
El equipo de compresión debe ser capaz de llevar el hidrógeno molecular, a la
presión de operación en el reactor. Es importante destacar que los procesos de
compresión conllevan a un aumento en la temperatura del sistema por lo que es
11 necesario realizar dicho proceso en varias etapas para ir retirando el exceso de
calor y poder llegar a la presión requerida sin ocasionar daños a los equipos
auxiliares.
1.4.2. Bomba.
La bomba compensa el esfuerzo necesario para transportar la carga de líquido a
la presión de operación en el reactor. Existe gran variedad de bombas en el
mercado su selección depende básicamente del tipo de fluido y presión requerida.
1.4.3. Separadores tipo Flash.
En este equipo se hará una separación vapor - líquido, vaporizando una fracción
definida del líquido, en forma tal que el vapor que se forma esté en equilibrio con
el líquido residual.
1.4.4. Fraccionadoras
El diseño de las fraccionadoras es un proceso algo complejo que depende de un
considerable número de variables. Para nuestro caso solo se consideran la
eficiencia y el número de platos reales. Estos equipos purificarán la mezcla de
líquido para obtener componentes con una elevada pureza tanto para el caso de
benceno como para el caso de la parafina.
1.4.5. Horno
En hornos y otros equipos que operan a temperaturas elevadas donde la radiación
es especialmente importante, el objetivo normalmente consiste en obtener una
velocidad controlada de intercambio neto de calor entre una o más superficies
calientes, llamadas fuentes y una o más superficies frías, llamadas sumideros. El
horno compensará el requerimiento de calor de la planta, tanto para el
12 calentamiento de los reactivos como para la generación del vapor necesario en
equipos complementarios, tales como rehervidotes, turbinas, etc.
1.4.6. Hidrodesulfurador (HDS).
Este equipo tiene la finalidad de eliminar el mayor contenido de azufre contenido
en la corriente de parafinas provenientes de la Refinería San Roque, con el fin de
evitar el envenenamiento del catalizador y daño de los equipos de la planta.
1.4.7. Absorbedor tipo Amina.
El absorbedor es un equipo muy importante en los procesos en los que existe la
formación de productos no deseados, que influyen en las especificaciones de
pureza y en el ambiente. En el proceso el H2S se absorbe con MEA, DEA, TEA o
una mezcla de las tres dependiendo del diseño del equipo.
1.5. Reactores Trifásicos.
Para sistemas gas-líquido-sólido. Satterfield (1970), Shah (1979) y Doraiswamy y
Sharma (1983) consideran dos categorías de reactores trifásicos: lecho fijo y lecho
fluidizado. En el lecho fijo, la fase sólida está estacionaria, y la alimentación líquida
y gaseosa entra al reactor en co-corriente o contra-corriente. En éste tipo de
reactor las partículas sólidas son considerablemente más grandes en comparación
con aquellos reactores en los cuales las partículas sólidas están en movimiento
(lecho fluidizado).
1.5.1 Lecho Fijo – Lecho fluidizado.
Ventajas
13
El flujo opera acorde con el modelo flujo-pistón, de manera que se
pueden alcanzar altas conversiones.
La caída de presión es baja.
No se consigue mezclado radial por los altos valores del hold up.
Alta carga de catalizador por unidad de volumen del reactor.
Desventajas
La resistencia a la difusión intra-partícula es muy alta.
Comparativamente, velocidades bajas de transferencia de calor y masa.
El cambio de catalizador es complicado y requiere de parada de planta
si no se dispone de un sistema de dos reactores.
Se han estudiado los regímenes de flujo en reactores trickle bed, en donde las
velocidades de líquido varían desde 0,01 a 0,0 cm/s en plantas pilotos y de 0,1 a 2
cm/s en reactores comerciales, similarmente la velocidad superficial de gas varía
de 2 a 45 cm/s en plantas piloto y de 15 a 300 cm/s en reactores comerciales. El
conocimiento de esto es esencial para poder entender la hidrodinámica y la
transferencia de masa. Sato et al, 1973 observaron varios regímenes de flujo en
co – corriente y flujo descendente en lechos empacados usando esferas de vidrio
entre 2,6 a 16 cm de diámetro estos estudios le permitieron distinguir tres rangos
de velocidades:
Bajas velocidades de líquido: este patrón de flujo se da en forma de gotas
en el cual las pequeñas cantidades de líquido sobre el lecho se da en flujo
laminar. Aquí el flujo en una fase no es afectada perceptiblemente por el
flujo en la otra fase, esto se conoce como región baja de la interacción.
A altas velocidades de gas o líquido: en éste se observa un flujo ondulante o
de pulsación, la interacción entre el gas y la fase líquida es muy alta y
también se conoce como régimen de alta interacción.
A altas velocidades de líquido, mayores de 3 cm/s, y bajas velocidades de
gas: En ésta el líquido se convierte en una fase continua y el gas fluye de
14
manera dispersa en forma de burbujas. Esto se refiere al régimen burbujas
de dispersión
1.5.2. Reactor Tubular Catalítico Flujo Pistón (FPI)
Los reactores tubulares consisten en una tubería cilíndrica y generalmente se
operan en estado estacionario (Fogler, 2001). Consideraremos que el flujo es
altamente turbulento por lo que se puede modelar como un flujo pistón, es decir,
no existe variación de concentración en la dirección radial.
En este tipo de reactor, los reactantes se consumen a medida que fluyen a lo largo
del reactor de manera que las concentraciones varían continuamente en la
dirección axial y en consecuencia la velocidad de reacción, también varía
axialmente. La ecuación general del balance molar viene expresada en la
siguiente ecuación:
dtdN
dVrFF jV
jjoj =+− ∫, I.1
Para obtener la ecuación de diseño se divide conceptualmente al reactor en
diferenciales de volumen (∆V) en donde se considera que la velocidad de reacción
es uniforme espacialmente. Tomando como ejemplo el diferencial de volumen
ubicado a una distancia y de la entrada del reactor, el flujo molar del elemento j
entrando al reactor es Fj0 y Fj salida es el flujo de salida, entonces:
VrdVr j
V
j ∆=∫ I.2
15
∆ y
y y + ∆ y
F j0 F j , s a l id a
F j(y ) F j(y + ∆ y )
Figura 1.4. Reactor Tubular.
Si el reactor opera en estado estacionario se cumple la siguiente expresión:
0=dt
dN j
I.3
Convirtiéndose en:
0)()( =∆+∆+− VryyFyF jjj I.4
Manipulando la ecuación y aplicando el límite cuando ∆V tiende a cero obtenemos
la ecuación de diseño:
jj r
dVdF
= I.5
El balance de energía debe plantearse como el de un sistema abierto, por ser este
tipo de reactor de flujo continuo; y por ello se toma en cuenta la energía que trae el
flujo de masa a través del sistema.
∑∑==
−+−=n
ioutout
n
iinin EFEFWQ
dtdE
11
..
I.6
Donde:
Q: flujo de calor del sistema a los alrededores [Unidades de energía/unidades de
tiempo]
W: Trabajo hecho por el sistema sobre los alrededores [Unidades de
energía/unidades de tiempo]
16 FiEi: Energía añadida al sistema o que sale del sistema [[Unidades de
energía/unidades de tiempo]
Despreciando los términos de energía cinética y potencial, la energía y
considerando que el sistema no realiza trabajo y opera adiabaticamente la
expresión queda representada por la entalpía:
out
n
iii
in
n
iii
sist
HFHFdtdE
⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛−⎟
⎠
⎞⎜⎝
⎛=⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ ∑∑
== 11. I.7
Haciendo el balance para un diferencial de volumen el balance de energía se
expresa como:
( )[ ]
( )∑∑
=
∆−=
ii
n
iRa
CpF
THr
dVdT 1
)( I.8
donde:
Fi: Flujo molar del componente i [mol/unidad de tiempo]
Cpi: capacidad calórica del componente i [U Energía/mol K]
Las condiciones de operación adiabáticas para reacciones endotérmicas
conducen a una disminución de la temperatura; similarmente las reacciones
exotérmicas a una elevación de la temperatura. En el caso en el que ambos tipos
de reacciones estén presentes predominará aquella que tenga la mayor
conversión, tomando en cuenta que se puede llegar a un estado en el cual el calor
generado por una reacción exotérmica es aprovechado por la endotérmica punto
en el cual la pendiente en el perfil de temperatura pudiese aproximarse a cero
(Isotérmico).
1.5.3. Modelo de reactor
En el modelo de reactor propuesto se realizan las siguientes consideraciones:
17
El reactor es tubular de lecho fijo en estado estacionario.
En el reactor dispuesto verticalmente, la alimentación entra por el tope y los
productos salen por el fondo.
Los reactantes entran al lecho catalítico a temperatura y composición
uniforme.
El mecanismo de transporte se describe por el modelo de flujo pistón, y los
gradientes de concentración y temperatura sólo se presentan en la dirección
axial.
Se consideran despreciables los cambios de presión dentro del reactor.
Las resistencias para la transferencia de masa fuera y dentro de la partícula
serán consideradas según indique el control.
No existe resistencia para la transferencia de calor fuera ni dentro de la
partícula.
1.Mezcla de
Hidrocarburos
2.TransferenciaLíquido – Superficie
3.Transferencia Superficie -
Seno4.Catalizador
4.1.Mojadoy
Actividad
4.2.Reacciones
5.MezclaProductos
G/L
Figura 1.5.Etapas en el Modelo del Reactor.
Para el modelo del reactor se consideran una serie de etapas tal como se muestra
en la Figura 1.5:
Mezcla gas – líquido de hidrocarburos e hidrógeno. Una vez introducida esta
mezcla, se pone en contacto con el catalizador donde ocurre la
transferencia de masa del seno de líquido (reactivos) hacia la superficie del
catalizador.
Los reactivos van de la superficie del catalizador al seno del mismo. Cuando
los reactivos están en el interior de catalizador ocurren todas las reacciones
18
tanto la de deshidrogenación, como las paralelas o no deseadas. La
eficiencia del catalizador y del sistema de reacción se ve afectada por varios
parámetros tales como el mojado y la actividad, como la alimentación es
una mezcla gas – líquido, el gas que ingresa al reactor al fluir produce u
origina una cierta proporción de zonas secas lo que disminuye el área de
contacto de los reactivos sobre el catalizador disminuyendo la superficie de
reacción.
Por ultimo tenemos la perdida de la actividad debido a la deposición de
precipitados, impurezas de la carga y esterificación de los sitios activos
entre otros.
A continuación se muestran una serie de ecuaciones que se utilizarán para
calcular cada uno de los parámetros en cada etapa.
Catalizador Poroso
CasCab
Difusión Externa
Ca(r)
Difusión Interna
Con
cent
raci
ó Cab Cas
Ca(r)
(Ζ)
Figura 1.6. Etapas de Transferencia de masa en partículas.
En la Figura 1.6 se observan tres etapas de transferencia:
Etapa I considera la difusión del componente desde el seno del líquido a la
interfase líquido – sólido (LS).
Etapa II considera la transferencia de masa desde la interfase LS hasta la
superficie del catalizador
19
Etapa III considera la transferencia o la difusión interna en el seno del
catalizador en donde los reactivos se transforman en productos.
1.5.3.1. Transferencia de Masa del Gas al Líquido.
Gran literatura ha sido publicada en cuanto a transferencia de masa gas – líquido
en flujo contra corriente usada comúnmente en procesos de absorción y
desorción.
Reiss (1967) midió la velocidad de desorción del oxígeno en agua para anillos
Rasching de varios tamaños obteniendo una correlación en función de la velocidad
de líquido y de la caída de presión.
Ufford y Perona (1973) midieron la absorción de CO2 en agua usando anillos Berl
y Rasching.
Wild, G.y Larachi (1992) obtuvieron un modelo empírico en función de varios
números adimensionales (Re, numero de Lockhart – Martinelli Xg, W) además de
4 parámetros para diferenciar entre los distintos regímenes de flujo tales como alta
y baja interacción además de la zona de transición.
Lara-Márquez, (1994) obtuvo una correlación en función de la caída de presión,
densidad de gas y líquido y la difusividad, tal como se expresa a continuación
( )ερρεGgL
ZPGL
DaK
glab
L ++
∆⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛+=
140 I.9
y una simplificada 42.090.051.0026.1 GLpL UUdaK −= I.10
1.5.3.2. Transferencia de Masa Líquido a Sólido.
Son varias las investigaciones que se han hecho sobre este aspecto.
20 Dharwaldkar y Silvestre (1977) correlacionaron la data disponible de varios
investigadores para el coeficiente de transferencia de masa en reactores trickle
bed.
Satterfield et al. (1978). determinó ks en un amplio rango de velocidades de flujo
de gas y líquido en los regímenes de flujos ya mencionados. Ellos encontraron
que la naturaleza de los patrones de flujo tienen significante influencia sobre la
velocidad de transferencia de masa e incluyeron el factor de mojado de partículas
(mojado incompleto y régimen de flujo tipo pulso).
Chou et al. (1979). han medido instantáneamente, así como también un promedio
de los valores de ks en columnas empacadas con flujo ascendente en un régimen
de flujo tipo pulso incluyendo igualmente el factor de mojabilidad y tomando en
cuenta el Re de gas y de líquido. El comportamiento de las correlaciones de estos
autores han sido comparadas en función de la velocidad de líquido encontrándose
que las que se asemejan más a la experimental es al de Chou et al, que propuso
la siguiente ecuación: 333,0
16,054,0 ReRe72,0 ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅⋅⋅=
⋅⋅⋅⋅
DDadaKs
L
LGL
P
BPW
ρµε
I.11
Lakota, A.; Levec, (1990) han desarrollado modelos empíricos en función de la
porosidad del lecho para presiones menores o iguales a 0,1 MPa.
Rode, S.; Midoux, N et al (1994) incluyeron la caída de presión en función axial
pero no aumentaron el rango de presión, quedándose solo en presiones menores
o iguales de 0,1 MPa
Latifi, M.A.; Naderifar et al. (1997) obtuvieron un modelo empírico para presiones
menores a 0,1 MPa incluyendo tres factores para diferenciar entre flujo en gotas,
flujo tipo pulso y el modelo de burbujas de dispersión
Larachi, F (1998) y Iliuta, (1999) ampliaron el rango de operación de 0,1 MPa a 5,1
MPa e incluyeron en sus modelos la saturación de líquido y de gas en la fase
activa además del factor de fricción entre otros.
21
1.5.3.3. Mojado parcial y efecto en el comportamiento del Reactor.
Durante las últimas décadas se ha establecido que la utilización incompleta del
catalizador puede ocurrir, especialmente en un régimen del flujo tipo gotas, y que
tiene dos causas principales. Una es debida a la escala del reactor que puede
ocasionar mala distribución del líquido dejando ciertas porciones del lecho mal
irrigadas. La otra causa del mojado parcial del catalizador es la adherencia del
catalizador que ocurre a una velocidad de líquido suficientemente baja, cuando el
flujo de líquido disponible es escaso para cubrir todas las partículas del catalizador
con una película líquida continua. En este sentido, la superficie externa de la
partícula es cubierta parcialmente por el líquido que fluye. Las correlaciones y los
modelos desarrollados para la eficiencia en el contacto líquido – sólido ha sido
estudiadas por muchos autores tales como:
Al Dahhan y Dudukovic (1995) que son una extensión del trabajo original de El
Hisnawi a altas presiones. La habilidad de estas correlaciones es predecir la
fracción mojada del catalizador y su impacto en la eficiencia y comportamiento del
reactor. En la Figura 1.3 se muestra cómo puede verse el catalizador cuando está
totalmente mojado y cuando está parcialmente mojado.
Figura 1.7. Representación de catalizador con total wetting (a) y parcial wetting (b).
A continuación se muestra la ecuación propuesta por Dudukovic (1995)
22
( )9
1
33,01
Re104,1⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢
⎣
⎡⋅⋅
∆+⋅=
L
LL Ga
gZP
fρ
I.12
Para un flujo fijo de líquido y altas velocidades de gas, la eficiencia de contacto
mejora perceptiblemente con un aumento en la presión total. Tanto el incremento
de la presión como la velocidad del líquido conducen a un aumento de la
eficiencia. Esta es la región donde la mayoría de los reactores funcionan (altas
presiones y altas velocidades de líquido). Las altas temperaturas pueden
ocasionar una reducción en la eficiencia al mojado (Ring y Missen, 1991).
1.5.3.4. Catalizador.
El catalizador es un elemento de suma importancia en la planta, éste determina el
funcionamiento óptimo de la misma. El catalizador que se usará en ésta
investigación debe ser reducido antes de usar por un período de 5 horas a una
temperatura de 200 º C. La regeneración debe ser realizada a temperaturas muy
controladas y no deben exceder los 400 ºC, debido a que promueve la
sinterización térmica. Esta regeneración se realiza mediante la combustión de
residuos carbonados controlando el flujo de oxígeno para no exceder la
temperatura a la cual se deteriora el catalizador.
1.6. Criterios de Selección para el Reactor
El número de procesos comerciales que involucran reacciones gas – líquido –
sólido son innumerables y el tipo de reactor utilizado en cada caso varia
dependiendo de las circunstancias y variables que se manejen o se dispongan en
un determinado momento, sin embargo, podemos notar que algunos procesos
23 utilizan más de un tipo de reactor para obtener su producto final de una manera
más eficiente y económica.
El número de variables y factores que se toman en cuentan para seleccionar un
reactor o determinar si es el más apropiado para el proceso varían de un autor a
otro. Stanley Walas (1990) mencionan algunos factores tales como: fase del
sistema, tamaño de partícula de catalizador, caída de presión, necesidad de
suministro o retiro de calor en el reactor y otros.
Para mencionar un caso, este autor recomienda un reactor TAC o un Bach con
partículas suspendidas del catalizador para la hidrogenación de grasas,
fermentación celular entre otros, donde la distribución del gas se realiza con
accesorios adecuados o altas velocidades en el agitador. Además recomienda
este tipo de reactores para sistemas de reacciones no reversibles, donde se
requiera una temperatura isotérmica a lo largo del reactor y para concentraciones
uniformes de reactivos a lo largo del reactor.
Para determinar si el reactor seleccionado para nuestro proceso es el más idóneo
tomaremos en cuenta algunas de las variables utilizadas por Stanley Walas (1990)
conjuntamente con un análisis de criterios cinéticos y termodinámicos entre otros.
1.6.1. Criterios Cinéticos.
1.6.1.2. Órdenes de reacción
Las reacciones de deshidrogenación de parafinas e isomerización de olefinas son
de primer orden y reversibles lo que nos indica que la velocidad de reacción
aumentará proporcionalmente respecto a la concentración de dichos
componentes. Este comportamiento también se podría observar en la reacción de
ciclización de olefinas y craqueo, debido a que es de primer orden con la
diferencia que es irreversible.
Las reacciones de hidrogenación son de segundo orden respecto a la
concentración de hidrógeno y la especie o compuesto que se hidrogena, lo que
24 nos indica que la velocidad de estas reacciones aumentará potencialmente
siempre y cuando las concentraciones sean mayores a la unidad
1.6.1.3. Orden de la reacción que produce el compuesto deseado.
La reacción deseada es de primer orden tanto para la reacción directa como la
reacción inversa, esto significa que dicha reacción estará favorecida por altas
concentración de parafinas y baja concentración de hidrógeno.
1.6.1.4. Energías de activación.
R1: 2200011000 −=− invd EE
R2: 1700014000 −=− invd EE
R3: 13000=E
R4: 11000=E
R5: 11000=E
R6: 33000=E
R7: 14000=E
R8: 31000=E
Como se observa en la R1 la reacción directa estará favorecida por bajas
temperaturas al igual que la R3, R4, R5 y R7 y la reacción inversa por altas
temperaturas. En el caso de la reacción 6, el alto valor de la energía de activación
nos indica que esta reacción la favorecen las temperaturas elevadas.
1.6.1.5. Relación entre los factores de frecuencia de las constantes de velocidad.
R1: 1111
6
1066,6106104 −⋅=
⋅⋅
=inv
d
KK
R2: 02,0105101
8
7
=⋅⋅
=inv
d
KK
R3: 6101 ⋅=K
R4: 4105 ⋅=K
R5: 6102 ⋅=K
R6: 15103 ⋅=K
R7: 4109 ⋅=K
25 R8: 14102 ⋅=K
1.6.2. Criterios Termodinámicos
1.6.2.1. Fase del sistema:
La reacción en fase líquida favorece el intercambio de calor, más que las
reacciones en fase gaseosa, debido a que las capacidades caloríficas son
mayores en los líquidos que en los gases, aunque a medida que avancen las
reacciones se tendrá cierta proporción de fase gaseosa producto de la producción
de hidrógeno, del craqueo de parafinas y de la fracción que se vaporice de los
componentes presentes, lo que podría ocasionar que disminuya el intercambio de
calor.
1.6.2.2. Calor de reacción: (Kcal/mol) ∆HR1= 29,98
∆HR2= -32,76
∆HR3= -17,67
∆HR4= -29,67
∆HR5= -17,34
∆HR6= -49,25
∆HR7= -82,32
La reacción principal es endotérmica y el resto de las reacciones son exotérmicas
lo que permite que exista un posible equilibrio entre la energía que se consume y
la que se libera durante las reacciones.
1.6.2.3. Rango de Temperatura máxima de operación:
T = 560 – 570 K
Esta temperatura nos da un rango medio para hacer manipulaciones e
incrementar la temperatura de alimentación cuando sea necesario para mantener
la producción constante a medida que se desactiva el catalizador, además de
darnos un estimado a hora del diseño de equipos principales, ya que por
consideraciones metalúrgicas no es recomendable operar a temperaturas muy
elevadas.
26
1.6.2.4. Variación de temperatura (∆T)
∆T<0 (Reacción endotérmica)
1.6.2.5. Presión máxima del sistema.
P = 60 atm
Es una presión alta. En fase líquida los cambios de volumen por efecto de la
presión no son visibles o se consideran despreciables; para el caso de una fase
gaseosa elevadas presiones permite incrementar la concentración de las especies
reactivas.
1.6.2.6. ∆P del sistema. Se considerará que la caída de presión es baja o despreciable ∆P es bajo.
1.6.3. Reacciones y Cinéticas.
Las reacciones y cinéticas se obtuvieron de un trabajo experimental de Alberti y
Galiasso (1992) mediante el cual se conocen las reacciones involucradas en el
proceso de deshidrogenación de parafinas; una vez identificadas las reacciones y
componentes se determinaron sus respectivas propiedades empleando la base de
datos del programa PRO II y las propiedades físico – químicas de Perry y Green
(1999).
La determinación de parámetros cinéticos de cada una de las reacciones se
realizó a través de un modelo basado en la teoría de Langmuir – Hinshelwood y
suponiendo que la etapa controlante es la de la reacción superficial con un solo
sitio de adsorción y se resumen en la tabla 1.1 y 1.2 como sigue:
27
Reacción Constantes Cinéticas 224122612 HHCHC +↔ 22000;11000;106;104 11
06
0 ==⋅=⋅= aIadId EEKK
261222412 HCisoHHC −↔+ 17000;14000;105;101 80
70 ==⋅=⋅= aIadId EEKK
222122412 HHCHC +→ 13000;101 60 =⋅= add EK
261222412 HCHHC →+ 11000;105 40 =⋅= add EK
1472137 21 HCHHC →+ 11000;102 6
0 =⋅= add EK
126266 3 HCHHC →+ 33000;103 150 =⋅= add EK
14612510483
62422612 462HCHCHCHCHCCHHHC
++++++→+ 14000;109 4
0 =⋅= add EK
Desactivación 31000;102 14 =⋅= ddd EK Unidades molCalEUCK /; ⇒⇒
Tabla 1.1 Valores de Energía de Activación y constantes de Reacción.
Constantes y Energías de Absorción
Valor
K Bz 0.5
K nC12 0.2
K H2 0.3
E Bz 900
E nC12 600
E H2 1200
*K: (UC); E: (Cal/mol)
Tabla 1.2 Valores de Energías y Constantes de Absorción.
Entre las reacciones propuestas encontramos dos reacciones reversibles y cinco
irreversibles, 5 reacciones de primer orden y dos de segundo orden respecto a la
concentración de especies presentes en la reacción.
El sistema de reacciones sigue el modelo general propuesto por Hougen y Watson
en dicho modelo encontramos que la velocidad de reacción depende de tres
términos, uno cinético, uno potencial y un término de adsorción, para nuestro caso
28 el término de adsorción está en función de un sitio activo sobre el cual la parafina,
el benceno y el hidrógeno son adsorbidos en la superficie del mismo. Como se
observará a continuación en cada una de las reacciones la selectividad y otras
propiedades estarán influenciadas por la concentración de dichos componentes.
1.6.3.1 Deshidrogenación de Parafina:
224122612 HHCHC +↔ Esta reacción es una reacción reversible en la cual se producen las Olefinas
lineales e hidrógeno a partir de la parafina pesada
)1(221212
212
HHBzBznCnC
HhidnCdeshdesh CKCKCK
CkCkR
+++
−=−
I.13
1.6.3.2 Isomerización de Olefinas lineales:
261222412 HCisoHHC −↔+
Esta reacción al igual que la reacción principal es reversible, en la cual cierta
proporción de las olefinas producidas se distribuyen en sus isómeros lineales
según la proporción obtenida experimentalmente de 0,6; 0,3 y 0,1 para 2 – iso
olefinas, 3 – iso olefinas y 4 – iso olefinas respectivamente según la siguiente
ecuación:
)1(221212
1212
HHBzBznCnC
iCrisonCiso
d
iso CKCKCKCkCk
R+++
−= ==
I.14
: Velocidad de Reacción de isomerización (UC) isoR
: Constante de velocidad de isomerización directa (UC) isodk
: Constante de velocidad de isomerización directa (UC) risok
29
: Concentración de iso Olefinas (mol/l). =12iCC
: Concentración de normal Olefinas (mol/l) =12nCC
1.6.3.3 Ciclización de Olefinas lineales:
222122412 HHCHC +→ (Ciclo Olefinas)
En esta reacción se forman ciclo olefinas tales como 1 – hexil – ciclohexeno; 1 –
metil – 3 – pentil – ciclohexeno, las proporciones estequiometricas obtenidas
experimentalmente fueron de 0.4 a 0.1 para cada compuesto respectivamente.
)1(221212
12
12HHBzBznCnC
nCCHcC CKCKCK
CkR
+++= =
= I.15
: Velocidad de Reacción de Ciclización de olefinas lineales (UC) =12cCR
: Constante de Velocidad de Reacción de ciclización (UC) CHk
1.6.3.4 Hidrogenación de Ciclo Olefinas
241222212 HCHHC →+ (Ciclo parafinas)
En esta reacción las ciclo olefinas producidas según la Ec. I.15 son hidrogenadas,
convirtiéndose en ciclo parafinas. Esta reacción es de segundo orden respecto a la
concentración de hidrógeno y la concentración de ciclo olefinas, indicándonos que
altas concentraciones de estos componentes favorecerá la reacción.
)1(221212
2121212
HHBzBznCnC
HcChidiChidIC CKCKCK
CCkR
+++= ==
= I.16
30
: Velocidad de Hidrogenación de Ciclo Olefinas (UC) =12hidICR
: Constante de Velocidad de Reacción de hidrogenación de Ciclo olefinas (l
=12hidiCk2/kg cat s)
: Concentración de ciclo olefinas (mol/l) =12cCC
1.6.3.5 Hidrogenación de Ciclo Parafinas
1472137 5,0 HCHHC →⋅+
Esta es la reacción de hidrogenación del metil – ciclohexeno, en la cual se obtiene
metil – ciclohexano. Esta es de segundo orden respecto a la concentración de
hidrógeno y de metil – ciclohexeno.
)1(221212
2
HHBzBznCnC
HCHhidciclohhidciloh CKCKCK
CCkR
+++= =
I.17
: Velocidad de hidrogenación de metil ciclo hexeno (UC) hidcilohR
: Constante de velocidad de reacción de hidrogenación de metil ciclo hexeno (UC).
hidciclohk
: Concentración de metil ciclo hexeno. =CHC
1.6.3.6. Hidrogenación de Benceno:
126266 3 HCHHC →+
En esta reacción el benceno se hidrogena para pasar a ciclohexano según la
siguiente cinética:
31
)1(221212
2
HHBzBznCnC
HBZhidBZhidBZ CKCKCK
CCkR
+++=
I.18
: Velocidad de Hidrogenación de Benceno (UC) hidBZR
: Constante de velocidad de reacción de hidrogenación del benceno (UC).
hidBZk
1.6.3.7. Craqueo de Parafina:
1461251048362422612 462 HCHCHCHCHCCHHHC +++++→+
Otra de las reacciones consideradas es el craqueo de la parafina lineal, en la cual
se forman compuestos de cadena con número de átomos de carbono entre C1 -
C6, ésta reacción requiere 6 moles de hidrógeno por cada 2 moles de parafina. La
cinética propuesta es de primer orden respecto a la concentración de parafina
lineal quedando expresada de la siguiente manera.
)1(221212
121212
HHBzBznCnC
nCcraqnCcraqnC CKCKCK
CkR
+++=− I.19
: Velocidad de reacción de craqueo de parafinas (UC). 12craqnCR−
: Constante de velocidad de reacción para el craqueo de parafinas (UC).
12craqnCk
1.6.4. Desactivación
Uno de los problemas más comunes de la catálisis es la pérdida de actividad
catalítica que tiene lugar a medida que se efectúa la reacción sobre el catalizador.
32 Butt y Petersen (1968) propusieron una gran variedad de mecanismos para
explicar y modelar la desactivación de los catalizadores.
La desactivación catalítica añade otro nivel de complejidad a la deducción de los
parámetros de la ley de velocidad de reacción y los caminos de reacción.
Desde el punto de vista del proceso, cuando se tienen reacciones exotérmicas la
actividad del catalizador disminuye con mayor velocidad, además de ocasionar un
incremento en los costos de operación por concepto de enfriamiento a lo largo del
reactor.
La desactivación implica menor conversión de reactivos ocasionando un
incremento en el reciclo de la materia prima no convertida y paradas de planta
programadas para el cambio del catalizador, estas paradas de plantas pueden ser
evitadas colocando un segundo reactor que opere mientras que en el primer
reactor se realiza la regeneración.
Para este trabajo la cinética de desactivación utilizada fue obtenida
experimentalmente a través de 10 datos a diferentes concentraciones de olefinas
entre 393 – 423 K, obteniendo la siguiente ecuación diferencial:
)1(221212
12
HHBzBznCnC
nCdes
CKCKCKaCk
dtda
+++=
− =
I.20
donde:
dtda−
: Variación de la velocidad de desactivación respecto al tiempo (1/días)
desk : Constante especifica de desactivación (l/mol días)
Resumiendo en una ecuación todas y cada una de las etapas mencionadas
anteriormente, tenemos que la velocidad de reacción queda expresada de una
manera simplificada como se muestra a continuación:
TadsCiKfr
n
a⋅⋅⋅⋅
=−βφ
I.21
33 donde:
φ: Representa la eficiencia a la transferencia de masa del líquido a la superficie
β: Representa la eficiencia a la transferencia de masa de la superficie a interior de
catalizador (transferencia en poros)
f : Representa la eficiencia del catalizador por el mojado (Wetting)
K: Es la constante de Velocidad de reacción
n.: Es la potencia que indica el orden de la reacción.
Ci: Es la concentración del compuesto en la reacción
Tads: Es el término de adsorción del catalizador.
Agrupando todas y cada una de las etapas de reacción en una sola variable
tenemos:
TadsCiKr
n
a⋅⋅
=−η
I.22
donde:
η: Representa todas y cada una de las eficiencias, ya sea por transferencia de
masa, difusión en poros o mojabilidad.
1.6.5. Criterios Económicos y de Mercado
Producción: la producción es aproximadamente 39,74 m3/h. Este volumen
relativamente pequeño nos indica que debemos tener almacenado cierta cantidad
del producto para poder vender volúmenes mayores a los 6000 barriles por día, en
caso de que las ventas sobrepasen dicha cantidad.
1.6.5.1. Disponibilidad de la materia prima y requerimientos de los
productos. Suponemos que la disponibilidad de materia prima y de los productos es continua,
esto con la finalidad de mantener la planta operando continuamente para que las
condiciones de operación de la misma sean estables o estacionarias.
34
1.6.5.2. Pureza de la carga en parafinas totales.
PuA <= 97 %, la carga está disponible con esa pureza. Debido a que la corriente
proviene de un corte pesado de una de las torres de una refinería del país, dicha
corriente además de parafina lineal trae parafinas ramificadas y cíclicas lo que nos
da esa pureza de la carga.
1.6.6. Criterios Operacionales de los equipos de la planta.
Equipo Tipo Condiciones Fluido Criterio
Bomba
de
Parafina
Centrifuga 300 K
Pdescarga =
Preactor
HC ε = 75%
Bomba
de
Benceno
Centrifuga 310 K
Pdescarga =
Preactor
HC ε = 60%
Compresor
H2.
Multietapas Pdescarga =
Preactor
Tmax: 450 K
H2. Pout/Pin <3
ε =75%
Separador
Ligeros
Parafinas
Flash P = 4 atm
T = 360K
Gas –
Líquido
L/D 2
Separador H2
– Ligeros
Flash P = 5atm
T = 263 K
H2 –
Ligeros
L/D 2
Fraccionadora
Benceno
Platos P = 1atm
T = 436 K
HC Fenske
Fraccionadora
Parafina
Platos P = 1atm
T = 460 K
HC Fenske
Tabla 1.3 Condiciones de Operación de los Equipos de la zona de preparación de la carga y purificación.
35
1.7. Evaluación y Análisis Económico de la planta.
La proyección en el tiempo del flujo de caja constituye uno de los elementos más
importantes del estudio de un proyecto, ya que la evaluación del mismo se
efectuará sobre los resultados que en ella se determinen. El flujo de caja se
compone de los egresos iniciales o inversión, los ingresos y egresos de operación
y el momento en que ocurren dichos desembolsos. De acuerdo con la naturaleza
del proyecto, debe fijarse un horizonte económico o tiempo de operación en el que
se limitará el lapso de estudio de costos (Arbones, 1989). Debe tenerse en cuenta
que el objetivo del flujo de caja es determinar si la inversión inicial y los costos en
el tiempo devengarán beneficios suficientes como para justificar la realización del
proyecto. Los aspectos a considerar son los que se muestran a continuación.
1.7.1. Factibilidad del proyecto
Existen diversos métodos para medir la rentabilidad de un proyecto; en este
estudio se utilizó el valor presente neto (VPN) y la tasa interna de retorno (TIR).
El criterio del valor presente neto plantea que el proyecto debe aceptarse si el
VPN es igual o superior a cero, donde el VPN es la diferencia entre todos los
ingresos y egresos expresados en moneda actual. La formulación matemática de
este criterio se puede expresar de la siguiente forma:
o
n
t
n
tt
tt
t Ii
Ei
IVPN −
+−
+= ∑ ∑
= =1 1 )1()1( I.23
Donde It representa el flujo de ingresos del proyecto en el año (t), Et sus egresos y
Io la inversión inicial en el momento cero de la evaluación. La tasa de descuento
se representa mediante i.
36 El criterio de tasa interna de retorno TIR, representa la tasa de interés más alta
que un inversionista podría pagar sin perder dinero, si todos los fondos para el
financiamiento de la inversión se tomaran prestados y el préstamo se pagara con
las entradas de efectivo de la inversión a medida que se fueran produciendo. La
tasa interna de retorno puede calcularse aplicando la siguiente ecuación:
0)1()1(1 1
=−+
−+∑ ∑
= =o
n
t
n
tt
tt
t Ir
Er
I I.24
donde r es la tasa interna de retorno; como puede observarse es la misma
ecuación del VPN, así que puede considerarse que TIR es la tasa de descuento
para la cual el valor presente neto del proyecto es igual a cero. La tasa así
calculada se compara con la tasa de descuento de la empresa, si la TIR es igual o
mayor que ésta, el proyecto debe aceptarse y si es menor, debe rechazarse. Para
los términos de este estudio, se utilizó como referencia la tasa de descuento
designada por la empresa Petróleos de Venezuela (PDVSA) como mínima para
considerar rentable un proyecto que es igual al 25%. Para obtener el TIR del
proceso a 10 años se necesita estimar cuál es el valor del interés que origina un
NPV = 0. El cálculo de este indicador requiere de la utilización de un método
numérico. En este estudio se ha aplicado el método de Newton-Raphson.
1.7.2. Costos de capital
Los costos de capital incluyen todos aquellos que deben realizarse para iniciar un
proyecto y generalmente se consideran como un desembolso en el año cero
dentro del flujo de caja.
En este trabajo, los costos de capital son un estimado de los equipos principales;
considerando el compresor, bombas, torres de separación, torre fraccionadora,
reactor y regenerador. El cálculo del costo de cada equipo requiere sus
37 dimensiones, y el detalle del cálculo sigue el procedimiento usado por algunos
autores tales como Stanley M. Walas cuyas ecuaciones se incorporaron al
programa. Toda la data utilizada está referida a los costos del año 1985 de
acuerdo a un CEPCI (Chemical Engineering Plant Cost Index) =325; y para
actualizarla se utilizó el último dato publicado en septiembre de 2004 de CEPCI=
460 y así tomar en cuenta la inflación utilizando la siguiente fórmula:
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
anterior
actualanterioractual CEPCI
CEPCICostoCosto * I.25
1.7.3. Costos de operación
Los costos de operación están compuestos por todos aquellos gastos que
permiten que la planta funcione continuamente, por ejemplo: servicios (agua de
enfriamiento, vapor), reactivos (Parafina, Benceno, hidrógeno), catalizador, entre
otros.
1.7.3.1 Costo del Vapor de Agua
El costo del vapor de agua está asociado al vapor que pudiera compensar los
requerimientos caloríficos en equipos tales como rehervidotes de las torres
fraccionadoras, para subir la temperatura de la mezcla y poder separar la parafina,
benceno o la olefina según sea el caso. Para una primera aproximación los
cálculos utilizados fueron los siguientes:
( )inoutmezclaParffBzTorreFraccagua TTCpFQQ −== ** I.26
El costo de vapor de agua será asociado al flujo necesario en un año y su
respectivo valor en el mercado.
38 El vapor de agua, de acuerdo a cifras encontradas en la bibliografía, presenta un
costo de 0,00731 $/Kg (Vapor de Media) [Turton, R et al., 1998].
)/($00731,0*)/( KgañoKgFAguadeVaporC Vapor= I.27
Para realizar el cálculo del flujo de Vapor de Agua se igualarán los calores y se
obtiene así el flujo requerido.
4434421KgKcalAprox
requeridoVapor teCalorLaten
QF
/528.≈
= I.28
1.7.3.2. Costo del Agua de Enfriamiento
Los cálculos son similares al del flujo de vapor, pero en este caso se calcula el
flujo para enfriar. Se toma en cuenta cuánto flujo se necesita para enfriar la
corriente procedente del reactor hasta llevarla a la temperatura requerida en el
separador.
Para la realización de estos cálculos se ha supuesto el agua como fluido de
enfriamiento. El costo del agua procedente de una torre de enfriamiento, de
acuerdo a cifras encontradas en la bibliografía es de 0.0067 $/m3 (Turton, R et al.,
1998).
El cálculo de la cantidad de agua requerida se hizo de la siguiente manera:
Para la Fraccionadora de Parafina:
{KAprox
agua
ambienteinparafinaagua TCp
TTCpFparafianF
20.*
)(**
=
∆
−= I.29
Para la Fraccionadora de Benceno:
{KAprox
agua
ambienteinBencenoagua TCp
TTCpFBencenoF
20.*
)(**
=
∆−
= I.30
1.7.3.3. Costo de Electricidad.
39 La bomba y el compresor consumen un valor determinado de KW anuales
(resultante del balance en este equipo). El valor monetario, que cada KW
representa, según cifras actuales de la Electricidad de Caracas es de 0.06 $/KW-
h, quedando el costo de energía eléctrica de la siguiente manera:
06,0*8760*)()/($ WcompWbañoCostoE += I.31
1.7.3.4. Costo de Inversión
El costo de inversión se ha asociado a tres componentes: el costo de los equipos,
el costo de instalación y el costo del terreno. El costo del terreno depende de si la
ubicación se encuentre en un área industrializada o en una zona rural. En
promedio el costo del terreno se encuentra entre el 4 y el 8% del costo total de
equipos más el costo de instalación o ente 1 y 2 % del costo total de investigación.
Para nuestro caso tomaremos el 8% del costo total de equipos más su instalación
(Timmerhaus, 1991). Cada equipo presenta un factor de instalación. El costo de
instalación de cada equipo será la multiplicación por dicho factor por el costo que
éste presente. Al final la suma de todos los equipos con sus respectivos factores,
globaliza el costo de instalación (Chemical Engineering Magazine, 1979).
Equipos Factor de Instalación (Fdi)
Compresor 0,330
Reactor 0,611
Tabla 1.4. Factores De Instalación De Los Equipos
40
Reactor de HDS 0,611
Bombas 0,318
Regenerador 0,611
Horno 0,330
Vessel 0,700
Columnas de destilación 1,100
Continuación Tabla 1.4. Factores De Instalación De Los Equipos
7,0*1,1*611,0*Re611,0*Re227,0*2318,0*611,0*Re33,0*
CvessCcolmHDSCgCCInterCBombaactorCCCompCInst
++++++++=
I.32
1.7.4. Ganancia
La producción medida en dinero significará el ingreso para cada año. Al realizar el
cálculo acumulado para el horizonte económico, se puede evaluar en qué año se
paga la inversión inicial y el proyecto comienza a dar sólo ganancias. Este
momento se conoce como tiempo de retorno de la inversión. La ecuación de
ganancia es:
o
n
it
iopt
i Ii
Ci
PG ∑
=
−+
−+
=1
, ))1()1(
( I.33
donde:
Pi: ganancia por concepto de productos año i [$]
iopC , : Costos de operación en el año i [$]
Io: inversión inicial [$]
41
CAPITULO 2
Metodología.
El esquema de trabajo propuesto para cumplir con los objetivos se muestra en la
figura 2.1.
Simulación de una
planta DHPL
Diseño Del
Reactor
Balance de
Masa y Energía
Diseño de
Equipos
Programa de
Calculo
Estimación Económica
Figura 2.1. Esquematización de la metodología realizada.
Siguiendo el esquema de trabajo propuesto, comenzamos por el diseño del
reactor en el cual tomados en cuenta lo siguiente:
42
La ecuación general de un FPI.
o Condiciones de borde
Las cinéticas de las reacciones obtenidas experimentalmente.
La Fluido Dinámica.
La eficiencia de las reacciones a través de los diferentes controles.
o Resistencia del transporte de materia a través de la película
o Control por parte de la resistencia a la difusión en los poros
o La resistencia a la transferencia de calor en la película
Ecuación General del un RFPI.
( )∫∫ −=
XafV
o radXa
FadV
00 II.1
Condiciones de Borde:
0=dVdX ⇒ Xd. 0T
dVdT
= ⇒ Tf. V = 0 ⇒ Vcal.
En la condiciones de borde tenemos que el diferencial de la conversión va desde
“0” hasta Xd. (Conversión deseada)
Para el caso del diferencial de Temperatura se irá desde T0. (Temperatura de
entrada de reactivos) hasta Tf. (Temperatura de salida del reactor)
Y para el volumen desde 0 m3 hasta Vcal. (Volumen calculado para la conversión
deseada)
2.1. Cinéticas de las Reacciones.
El sistema de reacciones esta constituida por todas y cada una de las 7
ecuaciones descritas en el capitulo anterior que van desde la deshidrogenación de
parafinas hasta el craqueo de la parafina, incluyendo la ecuación para la
desactivación del catalizador. (Ecuación I.13 a la I.20), que han sido obtenidas
experimentalmente.
43
2.2. Fluido Dinámica.
Estas ecuaciones fueron descritas en el capitulo anterior que incluyen:
El mojado del catalizador (Wetting).
Transferencia de masa a través de la película que cubre el catalizador.
Transferencia de masa en poros.
2.3. Determinación de los controles
De acuerdo con Levenspiel, las expresiones fundamentales para el estudio de
controles de masa y temperatura son:
2.3.1. Resistencia del transporte de materia a través de la película:
6*
)(
)6/)(/(
,
,2
3,, p
sa
obsA
ps
pgaobsA
exs
pobs dkC
r
dk
dCrSkVk −
=−
=π
π II.2
donde:
kobs: constante de velocidad observada [UC]
ks: coeficiente de transporte de masa [m3/s*m2 catal.]
Vp: volumen de la partícula [m3]
Sex: superficie externa [m2]
rA,obs: velocidad de reacción observada [mol/s*m3 catal.]
dp: diámetro de la partícula [m]
Ca,g: concentración del componente a en el gas [mol/l3]
El coeficiente de transferencia de masa se Ks se estima a partir de la siguiente
correlación:
Chou et (1979).
44
333,016,054,0 ReRe72,0 ⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅
⋅⋅⋅=⋅
⋅⋅⋅DDa
dpaKs
L
LGL
p
Bw
ρµε II.3
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−
⋅⋅⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅
⋅=
B
Be
B
dAQ
εε
µρ
ε 1Re II.4
donde:
Q: Caudal
A: Área
εB: Porosidad del Lecho.
de: Diámetro equivalente
µ: Viscosidad
ρ: Densidad.
2.3.2. Control por parte de la resistencia a la difusión en los poros
Se estudia la siguiente expresión; cuando sea mayor que la unidad la difusión a
través de los poros tendrá gran influencia y hará que disminuya la velocidad de
reacción.
ae
cobsA
CDLr 2
,− II.5
donde:
Lc longitud característica del catalizador [m]
De difusividad efectiva [m2/s]
2.3.3. La resistencia a la transferencia de calor en la película
Se determina como:
hHrL
TTT robsAsgpelicula
))(()( , ∆−−
=−=∆ II.6
donde:
h: coeficiente de transferencia de Calor (W/m2*K)
( ) ( ) 31
21
PrRe8.12 ⋅⋅+=⋅
Pp
Kterdh
II.7
45 Donde:
Kter: Conductividad térmica, la cual se estima con ecuación de Pachaiyappan et al
and Riedel.
( )
⎥⎥⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ −⋅+
−⋅+⋅⋅⋅=
32
32
15.2931203
1203
Tc
TrMCkL nρ II.8
donde:
kL: Conductividad Térmica de líquido en W/m*K
M: Peso Molecular.
ρ: densidad molar a 293.15 K, Kmol/m3.
Tr: Temperatura Reducida, T/Tc
T: Temperatura, K.
Tc: Temperatura Critica. K.
Para Hidrocarburos no ramificados, de cadena lineal n = 1,001 y C = 1,811*10-4,
para Hidrocarburos ramificados y cíclicos, n = 0,7717 y C = 4,407*10-4
Debido a que esta ecuación tiene un rango de aplicabilidad para temperaturas
reducidas comprendidas entre 0,25 - 0,8 y presiones menores a 3,4 MPa, hay que
aplicar un factor de corrección F/F’. F se calcula a la presión y temperatura
deseada y F’ a una presión menor a 3,4 MPa.
Pr2,0
2054,2764,7Pr065,077,17 ⋅
⋅−⋅−⋅+=
eTrTrF II.9
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛⋅=
'0 FFkLkL II.10
La difusividad se estima para el casos de la mezcla gaseosa con la ecuación de
Fuller et al.
( ) ( )[ ]275,0
31
31
21
00143,0
BAABPMP
TDab∑∑ +⋅⋅
⋅=
υυ II.11
46 Donde:
υ: Representa el incremento de la difusión al volumen atómico y a la estructura de
la molécula.
Difusión Atómica volumétrica
C 15,9
H 2,31
O 6,11
N 4,54
Anillo Aromático -18,3
Anillo Heterocíclico -18,3
Tabla 3.1 Volumen atómico incremental
Y para el caso de líquidos utilizamos la ecuación de Wilke y Chang (1955)
TVA
MD
B
BAB ⋅
⋅Φ⋅
=−
6,0
91017,1µ II.12
donde:
Dab: difusividad del solvente A en B (m2/s).
T: Temperatura (K).
Mb: Peso molecular del Solvente.
µb: viscosidad del solvente B ( mPa*s).
Φ: Coeficiente de asociación del solvente B.
VA: volumen molar del solvente (m3/kmol).
El coeficiente de asociación para el agua es 2,6 para el metanol 1,9 para el
metanol de 1,5 y para hidrocarburos es igual a 1.
47
2.4. Expresión de Velocidad de Reacción.
La expresión general de velocidad de reacción viene dada por:
nkCara ⋅=− η II.13 Donde:
1)1(
φφη Tanh
= II.14
y 1φ es el módulo de Thiele que se expresa para reacciones reversibles como:
XeDKr
eff
carp
⋅⋅
⋅=ρ
φ'''
3 II.15
donde: Xe es la conversión de equilibrio y se calcula de la siguiente manera:
1121
+=⇒
−==
KKXe
XeXe
kkK
II.16
donde K es la relación entre las constantes de reacción directa e inversa.
Y Deff. La Difusividad efectiva:
τε*DabDeff = II.17
donde: ε: porosidad del catalizador τ: tortuosidad
2.5. Balance de Masa en el Reactor.
Definición de las conversiones.
entadoaParafinademolOlefinasantransformasequeParafinademolX
lim1 = II.18
entadoaParafinademolOlefinasIsoantransformasequeOlefinademolX
lim2−
= II.19
48
entadoaParafinademolOlefinasCicloantransformasequeOlefinademolX
lim3−
= II.20
entadoaParafinademolParafinaCiclosantransformasequeOlefinaCiclodemolX
lim4 = II.21
entadoaParafinademolHexanoMetilCicloantransformasequeHexenoMetilCiclodemolX
lim5 = II.22
entadoaParafinademoloCicloHexanantransformasequeBencenodemolX
lim6 = II.23
entadoaParafinademolCraqueansequeParafinademolX
lim7 = II.24
Parafina “A”
( )71 XXMFF AoAA −−= II.25
Olefinas Lineales “F”
( )321 XXXMFF FoAF −−⋅+= α II.26
Metilciclohexeno “N”
( 51 XMFF NoAN −= ) II.27
Metilciclohexano “P”
( )5XMMFF NPoAP ⋅+= II.28
Benceno "Q"
( )61 XMFFoQAQ −⋅= II.29
Ciclohexano “R”
( )61 XMFF RoAR += II.30
Craqueados totales “S a X” (Metano a Hexano)
49
( )7XMFF craqoAcraq += II.31
IsoParafinas “G a H”
Iso C12: ( )21212
XMFF isoCoAisoC +== II.32
Ciclo Olefinas “J a M”
Ciclo C12=: ( )4312
XXMFF ciclooACicloC −⋅+==
θ II.33
Hidrógeno “O”
O: ⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ −−−−+−+= 7654321 2
6321 XXMXMXXXXMFF QNOoAO
II.34
Flujo Total:
OQPCicloisoCcraqRNFA FFFFFFFFFFFt +++++++++= =12 II.35
Donde:
M: es la relación del flujo de componente i respecto al flujo de parafina en la
entrada del reactor.
2.6. Concentraciones.
Para el cálculo de las concentraciones en el líquido hay que considerar la fracción
vaporizada de cada componente. Para la obtención de este factor se utilizará una
correlación de la fracción vaporizada en función de la presión y la temperatura
para cada componente.
Las concentraciones se calculan de la siguiente manera:
)1( iL
i
QFCi Ψ−⋅= II.36
50
∑=
Ψ−⋅=
n
i i
iiL
FQ1
)1(υ II.37
donde:
Fi: Flujo molar del componente i (Kmol/s)
ψi: Fracción Vaporizada del componente i.
υi: Volumen molar del componente i (m3/Kmol)
QL: Caudal de líquido (m3/s).
Ci: Concentración del componente i (Kmol/m3).
Para el caso del hidrógeno es considerada la solubilidad del mismo en la mezcla
de parafina, quedando expresada como:
22 HL
TH Q
FC γ⋅= II.38
∑=
Ψ⋅=n
iiiT FF
1 II.39
donde:
FT: Flujo total de parafinas (Kmol/s).
γi: Solubilidad de Hidrógeno en la mezcla de parafinas (Kmol H2 disueltos/Kmol
parafina).
2.7. Estimación de las Propiedades Termodinámicas.
2.7.1. Presión de vapor.
Se utilizó el método de Lee y Kesler el cual es mundialmente aceptado para
predecir la presión de vapor de hidrocarburos puros cuando se dispone de las
propiedades críticas, el método es aplicable para temperaturas críticas por encima
de 0,30 y por debajo del punto crítico.
51
)1()0( )ln(*)ln()ln( satr
satr
satr PwPP += II.40
6)0( 169347,0)ln(28862,109648,692714,5)ln( rrr
satr TT
TP +−−= II.41
6)1( 43577,0)ln(4721,136875,152518,15)ln( rrr
satr TT
TP +−−= II.42
cr T
TT = ; c
r PPP =
donde:
Pr: presión reducida Tr: Temperatura reducida
Pc: Presión crítica [Bar]
Tc: Temperatura crítica [K]
ω: Factor acéntrico.
Para el caso del Hidrógeno se utilizó la ecuación de Antoine con las constantes A,
B y C:
)/()ln( CTBAPsat +−= II.43
2.7.2 Densidad del Líquido.
El método más conveniente para predecir la densidad de líquido saturado de
hidrocarburos puros y de líquidos orgánicos puros es el método de Rackett como
método modificado de Spencer y Danner. Se utiliza se utiliza para calcular la
densidad molar líquida saturada a cualquier temperatura usando parámetros de
entrada tales como: Tc, Pc, Zra. Zra es un parámetro obtenido experimentalmente.
( )nramZ
MmPpcTpcR
m ⋅⋅
=ρ1
II.44
∑ ⋅= ZraiXiZram II.45
52
( )[ ]72
11 mTrn −+= II.46
ρm: Densidad de la mezcla Líquida en Kg/m3.
Zam: Parámetro de Rackett para la Mezcla.
Mm: Peso Molecular de la Mezcla.
Ppc: Presión Pseudocrítica
Tr: Temperatura Pseudocrítica (Bar)
T: Temperatura (K)
Trm: Temperatura reducida.
R: constante de los gases (0,08314 bar m3 / kmol K)
2.7.3. Densidad del Vapor.
Se usó la ecuación Pitzer et. At para hidrocarburos no polares a altas presiones.
Si lo que se desea es calcular la densidad de vapor de una mezcla, se usan las
ecuaciones anteriores pero usando el valor ponderado de las propiedades críticas
y reducidas:
VTRZP 1
=⋅⋅
=ρ II.47
)1()0( ZZZ ⋅+= ω II.48
[ ( ) ( ) (
( ) ]83
21
0073,0097,00121,0
5,01385,046,033,0073,01445,0Pr1
−−
−−
⋅⋅−⋅⋅+−
−⋅⋅+−⋅⋅−−⋅+⋅+=
TrTr
TrTrTr
Z
ωω
ωωω )
II.49
( )icimezclar TTxT ,, /∑= II.50
( )icimezclar PPxP ,, /∑= II.51
P: Pascal T: K
53 R: 8314 V: m3/Kmol
2.7.4. Capacidad Calorífica de líquidos.
Correlación de Chue Swason. Los valores obtenidos por este método fueron
comparados por aquellos reportados por la simulación mediante ProII, y en los
casos en que exista un error mayor al del 3% - 5% se tomará el valor reportado
por el simulador.
∑=
⋅+∆=n
icpitpL mNC
1
83,18 II.52
CpL: Capacidad calorífica en j/mol K
N: Número de diferentes grupos atómicos en el componente.
Nt: Número de grupo atómico en el compuesto.
∆cpi: valor numérico de contribución del grupo de elemento i.
m: número de grupos de carbono, que requieren una contribución adicional, si
están presentes dobles, triples o enlaces sencillos, a excepción de los grupos
metilos y la primera contribución por –CH2— Figura 2.2
54
Figura 2.2. Valores de Contribución de grupos para calores específicos (Perry 1999)
2.7.5. Cálculos de las entalpías de Formación.
En el cálculo de las entalpías de formación se siguieron dos procedimientos para
comparar los resultados y elegir el más aproximado. Uno de ellos fue el reportado
en la bibliografía NIST (2005), el segundo dado por el simulador de procesos ProII
2.7.6. Viscosidad de Líquidos.
Para el cálculo de la viscosidad de hidrocarburos puros se utilizó el método de van
Velzen en función de dos parámetros que se estima a partir de la contribución de
grupo del compuesto.
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ −⋅=
ToTB 11log µ
II.52 32 º02076,0º3547,1º439,3786,28 NNNTo +⋅−⋅+= II.52
55 Para Nº menor o igual a 20.
59,238º164,8 +⋅= NTo II.53
Para Nº mayor a 20.
Donde:
B: Parámetro dependiente del grupo al cual pertenece el compuesto.
2.8. Diseño de Equipos.
En el diseño de equipos según sea el caso se toma en cuenta el trabajo realizado,
el calor producido o que se desea producir, la altura, el peso del equipo, el
espesor, etc. Cada uno de estos parámetros nos ayudará tanto al
dimensionamiento como al requerimiento energético de dicho equipo así como
también su costo.
2.8.1. Bomba Centrifuga.
El trabajo de la bomba se estima con la siguiente correlación:
610599,3 ⋅⋅⋅
=ε
QHkW II.54
donde:
H: cabezal de la bomba en Pa
Q: caudal volumétrico en m3/h.
ε: eficiencia de la bomba.
Kw: Trabajo de la bomba en Kw.
La eficiencia de la bomba para el caudal disponible de parafinas 6000 BPD
equivalente a 175 gpm es de 45 % y para 300 gpm la eficiencia es de 62 %, esto
con la finalidad de si en algún momento varia el caudal de parafinas.
56 2.8.2. Compresor de H2.
El compresor de reciclo se calculará como un compresor multi etapas, para el cual
se maneja una relación compresión (Pout/Pin) < 3. Se determinó el trabajo realizado
para el cambio de presión requerido y el aumento en la temperatura según las
siguientes correlaciones:
ε
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡−⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
⋅−⋅⋅
=
−
1
1000)1(.
/)1( kk
in
out
inc
PP
kTRQkkW II.55
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛−⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛+=
−
1/11/)1( kk
in
outinout P
PTT ε II.56
vp CCk /= .
vp CCR −=
Donde:
kW: Trabajo del Compresor: KW
Q: Caudal de gas Q1: Kg/s
R: 8314/PM (J/Kg K)
ε: Eficiencia de compresión.
Se asumió ε igual a 0,75 ya que la referencia indica que para compresores con
succiones entre 2,83 y 47,2 m3/s la eficiencia suele ser de 76 – 78%.
El número de etapas de compresión se estima a través de una progresión
aritmética de la siguiente manera:
ninout rPP = II.57
rPP
n in
out
log
log ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
= II.58
Donde:
r: es el factor de compresión.
57 Pout: es la presión al final de la última etapa de compresión
Pin: es la presión de entrada en la etapa número 1
n: es el número de etapas de compresión.
2.8.3. Horno o Calentador:
En este equipo el calor necesario se generará a partir de la combustión de
parafina además de la corriente de purga de compuestos ligeros.
combs H
TAhm∆
∆⋅⋅= II.59
Donde:
me: flujo másico de reactivos que entrada al Horno
ms: flujo másico de combustible a quemar
Qg: Calor generado en el horno
Qa: Calor absorbido por los reactivos
A: área de contacto ft2.
h: coeficiente de transferencia de calor ( FfthBtu º/4,1 2⋅⋅
∆T: Variación de la temperatura de entrada y salida del fluido
para nuestro caso se supondrá que se dispone de tubos de 200 ft de largo.
me = ms
Balance de Energía:
Qg = Qa
TAhQa ∆⋅⋅=
combs HmQg ∆⋅=
OHCOOHC 2222612 13122
37+→+
molKcalH comb /413,1809=∆
58 2.8.4. Separador Flash
Se utilizó la ecuación de diseño para separadores que usa la velocidad del gas:
ερρ *1)/(* −= vlg ku II.60
donde k es 0,0305 para separadores no empacados usando unidades de m/s para
la velocidad y una eficiencia de 75%. Luego conocido el flujo de vapor que maneja
el separador por el balance de masa del sistema, con la definición de flujo de
vapor se obtiene el diámetro del separador:
4/2DuF vgv πρ= II.62
Para calcular la longitud, se consideró una relación L/D está entre 2,5 y 5 con un
óptimo de 3.
2.8.5. Torre Fraccionadora
El cálculo del diámetro de la torre se realizó de acuerdo con la suposición de que
el mismo depende del caudal y velocidad del gas
[ ] 5,0/4 ggVtorre uFD πρ= II.63
Donde:
torreD : Diámetro de la torre [m]
gv : Flujo de gas [Kg/s]
gu : Velocidad del gas [m/s]
ρ : Densidad del Gas Kg/m3.
Etapas Reales:
( ) 226,03,50
µα ⋅=
Fij
Eo II.64
EoNiNreal = II.65
Donde:
59 µ: Viscosidad de la mezcla
α: Volatilidad relativa a la entrada del fraccionador.
El número mínimo de etapas ideales se calcula a partir del a ecuación de Fenske:
1log
log−
⋅⋅
=ij
DjBi
BjDi
mim
xxxx
Nα
II.66
3BijFijDijij αααα ⋅⋅= II.67
para determinar el plato de la alimentación se utiliza la Ecuación de Kirkbide.
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅⋅=⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛2
206,0Dcp
Bcl
Fcl
Fcp
xx
xx
DBLn
pmLn II.68
Donde “m” es en número de etapas arriba del plato de alimentación (Zona de
Rectificación) y “p” el número de etapas por debajo del plato de alimentación
(Zona de agotamiento).
Los subíndices D,B,i,j se refieren al destilado, fondo, componente clave ligero y
clave pesado respectivamente y α es la volatilidad relativa.
2.9. Cálculo de Costos de Equipos.
2.9.1. Torre de Destilación: Ct: Costo en $:
14321 patbt CCfffNCfC +⋅⋅⋅⋅+⋅= II.69
( ))/()/(0158,0)(02488,01478,0123,7 2 TpTbLndlLnWLnWb eC ⋅⋅+⋅+⋅+=
II.70
24700009020 << W Lbs de Nozzle y skird
60
8016,06332,01 9.204 LDCp ⋅⋅= 2<D<24 y 57<L<170 ft II.72
)*1739.0(8,375 Dat eC = II.73
Los factores f1,f2,f3 se encuentran tabulados en el apéndice
( )Nf0414,1
25,24 =
II.74
Cuando el número de etapas N es menor a 20, si N >20 f4 = 1
Tb es el espesor de la carcasa en el fondo y Tp es el espesor requerido para
operar a la presión de diseño, D es el diámetro de la carcasa, L es la longitud de la
carcasa.
2.9.2. Evaporador Flash.
C: Costo en $.
abM CCFC +⋅= II.75
( )2)(04576,0)(2889,01,9 LnWWLnb eC ⋅+⋅−= II.76
5000 < W<226000 lbs.
7068,07396,0246 LDCa ⋅⋅= 6<D<10 ft 12<L<20 ft II.77
2.9.3. Compresor.
C: Costo en K$:
61,0)(96,5 HPC ⋅= K$, 100<HP<20000 II.78
2.9.4. Bomba.
Tipo de Bomba: Centrifuga
61 C. Costo en $.
bTM CFFC ⋅⋅= II.78
( )[ ]2)(0519,0(6019,08833,855,1 HLnQHQLnb eC ⋅⋅+⋅−⋅=
II.79
Q en gpm, H en ft.
( ) ( ) ⎟⎠⎞⎜
⎝⎛ ⋅+⋅+
=2
321 HLnQbHLnQbb
T eF II.80
2.9.5. Horno Calentador.
Horno Tipo Caja:
C: Costo en $
( ) 86,01 QffkC pd ⋅++⋅= 20<Q<200 MBTU/hr II.81
2.9.6. Reactor: El cálculo del espesor del reactor se realiza a partir de las normas ANSI haciendo
la similitud de un reactor flujo pistón con una tubería.
Norma ANSI B 31.4.
SDPt
⋅⋅
=2 II.82
donde:
t : espesor del reactor (in)
P: presión de diseño (psi)
D: diámetro exterior (in)
S: esfuerzo permisible del material de la tubería (psi)
Adicionar al espesor t, 0.125 in por efecto de corrosión 125.0+= ttc
62
Agregar el 12,5% de tolerancia de fabricación 125.1⋅= tcte
Para nuestro caso se diseñará el reactor con una tubería tipo API 5L grado A
la cual posee un esfuerzo máximo permisible de 14.500 psi para 573 K y un
máximo de operación de 616 K.
C: Costo en $
Sin tomar en cuenta la disposición del catalizador y accesorios utilizados para
evitar el movimiento del catalizador.
abM CCFC +⋅= II.83
( )2)(04576.0)(2889.01.9 LnWWLnb eC ⋅+⋅−= II.84
5000 < W<226000 lbs.
7068.07396.0246 LDCa ⋅⋅= 6<D<10 ft 12<L<20 ft II.85
2.9.7. Costo del Absorbedor.
( ) ( )( )2)(0229.0*1826.0629.6exp WLnWLnCb ++= II.86
7068.07396.04.2461 LDCp ⋅= II.87
Costo en $
11 CpVpCpCbfC ++= II.88 Cp: es el costo del relleno para este caso se considerará que se utiliza anillos
Rasching de cerámica de 1in. Que tienen un costo de 19. 6 $/Vol de anillos.
2.10. Método Numérico.
Es sistema de ecuaciones diferenciales será resuelto a través del método de
Runge Kutta Fehlbert de cuarto orden el cual propone cada una de las siguientes
63 constantes para la integración acoplada de cada una da las ecuaciones
diferenciales.
( )(,' tytfd
)t
dyy == II.89
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ ⋅−⋅+⋅+⋅+=+ 54311 5
141042197
25651408
21625 KKKKyy nn II.90
( )nn ytfhK ,1 ⋅= II.91
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ ⋅+⋅+⋅= 12 4
1,41 KyhtfhK nn II.92
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ ⋅+⋅+⋅+⋅= 213 32
9323,
83 KKyhtfhK nn II.93
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ ⋅+⋅−⋅+⋅+⋅= 3214 2197
729621977200
21971932,
1312 KKKyhtfhK nn II.94
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ ⋅−⋅+⋅−⋅++⋅= 43215 4104
84551336808
216439, KKKKyhtfhK nn II.95
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ ⋅−⋅+⋅−⋅+⋅−+⋅= 543216 40
1141041859
256535442
278,
2KKKKKyhtfhK nn II.96
2.10.1. Ecuaciones diferenciales a resolver.
2.10.1.1. Para el balance de energía
∑∑
⋅
∆−⋅=
pii
ii
CFHR
dvdT II.97
Donde: La entalpía de reacción se calcula:
64
( ) ( )refirefi TTiCpiHH −⋅⋅+∆=∆ ∑ α II.98
2.10.1.2. Ecuación diferencial para la conversión y actividad.
TabsFCbek
TabsFCaek
dVdX
ao
nbRTE
oi
ao
naRTE
oii
⋅⋅
−⋅
⋅=
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛ −⎟
⎠⎞
⎜⎝⎛ −
''
11
II.99
FiRa
dVdX i −
= II.100
)(Tabsr
dtda desac−
=−
II.101
donde:
Tabs: es el término de absorción.
2.11. Modelo del Simulador.
Para simular la planta de deshidrogenación – isomerización se procedió a utilizar
Excel con Macros de Visual Basic. En este simulador se calcula el balance de
masa y energía para cada uno de los equipos de la planta a las condiciones de
operación que desee el usuario.
Como datos de entrada, éste simulador requiere: la conversión deseada, los
valores de las constantes cinéticas, flujos de cada componente, temperatura y
presión a la entrada del reactor, características del catalizador, entre otros.
Una vez fijados los valores de entrada y corrido el programa se obtienen los
resultados que incluyen: los perfiles de temperatura, concentración, conversión,
fracción de actividad en función de volumen del reactor, balance de masa y
energía de la planta, balance económico, costos de los equipos, el flujo de caja y
los indicadores económicos.
65
InicioPropiedades de los compuestos
Cálculo de Propiedades
termodinámicas y fluidodinamica
CinéticaReaccionesCatalizador
(Input 1 e Input 2)
Conversión Deseada “Xn”, t,
Liq o gas
tiempo = 0Periodo = 1
Cálculo del Reactor(Volumen)
Xical = Xn
Volumen del Reactor = Vol Calculado
Xical = XiVol = Vol + VNo
Si
Tiempo ? 0Período = Período +1
Cálculo del Reactor(Conversión)Hasta Vcal
Xical = Xn T = T + TNo
Período = 4 No
Si
Almacena los Resultados
Si
Balance de Masa y Energía Global
Balance económico de la
Planta
Alamacenamiento de Cálculos Fin
Figura 2.2. Diagrama de Flujo del Programa a Utilizar
66
CAPITULO 3.
Resultados y Discusión.
Los siguientes resultados muestran de una manera simplificada el comportamiento
de una planta de deshidrogenación – isomeración desde el punto de vista
operacional y económico. Para realizar el siguiente análisis se identificaron las
variables más influyentes en el proceso tales como la temperatura de
alimentación, presión de operación del reactor, relación de flujo H2 / Hidrocarburo
y la variación del precio del producto en la factibilidad del proyecto.
Se estructuró el programa de tal manera de que el mismo pudiese detectar los
diferentes controles en el reactor y en caso de que existan tomarlos en cuenta, de
lo contrario el programa realiza la corrida sin los mismos.
A continuación se presentan los datos para los cuales se realizaron las diferentes
simulaciones del proceso:
3.1. Datos Generales del Proceso y Reactor.
Capacidad de producción 6000 Barriles de parafinas diarias
Tipo de Catalizador Pt – Cu soportado en alumina.
Tabla 3.1. Datos Generales para lo cual se realizaron todas las simulaciones.
67
Tamaño del catalizador Esferas de 3 mm.
Relación Flujo de:
Benceno/Hidrocarburo
Hidrógeno/Hidrocarburo
A variar
Temperatura 410 K
Presión 55 Atm.
Cinética Determinada experimentalmente
Tiempo de desactivación. 45 días*
% Mojado 0,99
% de Vaporización Hidrocarburos <0.15%
Densidad del Catalizador 960 (Kg/m3.)
Porosidad del Catalizador 0,46
Keff. 26,2 (W/mK)
Relación L/D 4
Tortuosidad 2,2 Continuación Tabla 3.1. Datos Generales para lo cual se realizaron todas las simulaciones.
*Se eligió un tiempo en el cual el % de actividad del catalizador no fuese menor al
75% obteniéndose 45 días.
La determinación de los controles antes de la corrida del programa se realiza a las
condiciones más desfavorables de presión y temperatura del reactor que para
nuestro caso es 60 atm y 473 K. A estas condiciones y en fase líquida se
encontramos los siguientes resultados:
68
3.2. Determinación de los Controles en el Reactor
pobsA dr ∗− , 0,155 (mol/m2.s)
6, ∗sa kC 11,376(mol/m2.s)
2, cobsA Lr− 1,274*10-4(mol/m.s)
affe CD 3,47*10-6 (mol/m.s)
))(( , robsA HrL ∆−− 4703,27
h 800 (Cal/s m2 K)
ƒ (wetting) 0,99
Tabla 3.2. Resultados de los controles para cada una de las Transferencias de masa.
3.2.1. Resistencia del transporte de materia a través de la película:
0125,06
*,
, =− p
sa
obsA dkC
r
Este valor nos indica que la velocidad de reacción es 80 veces menor a la
velocidad de transporte de materia, lo que significa que no existen gradientes de
concentración entre la superficie del catalizador y el seno del líquido.
3.2.3. Control por parte de la resistencia a la difusión en los poros
6,232
, =−
affe
cobsA
CDLr
Este valor nos indica que la velocidad de reacción estará controlada por la difusión
de la parafina hacia el interior del catalizador.
69 3.2.4. La resistencia a la transferencia de calor en la película
Se determina como:
Kh
HrLT robsA
pelicula 75.1))(( , −=
∆−−=∆
El valor negativo nos indica que en el sistema la reacción predominante es
endotérmica.
3.3. Comportamiento de la Vaporización y solubilidad el Reactor.
Fracción Vaporizada de Benceno
0,400
0,451
0,502
0,553
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Frac
ción
Vap
oriz
ada
Figura 3.1. Fracción Vaporizada de Benceno en función del Volumen del reactor.
En la Figura 3.1, se muestra el comportamiento de la fracción vaporizada de
benceno a lo largo del reactor. Esta tendencia se debe a la elevada temperatura
de operación en el reactor, lo que produce un 58% de vaporización de dicho
componente.
Para el caso de los compuestos de cadena C12+ tales como las parafinas, olefinas
y ciclo olefinas encontramos que la fracción vaporizada es menor al 6% como se
observa en la Figura 3.2, debido a que su volatilidad es menor a la del benceno.
70 Para el caso de los compuestos de cadena carbonada menores al hexano
encontramos que la fracción vaporizada se sitúa alrededor del 46,5 %, como se
muestra en la Figura 3.3.
Fracción Vaporizada de Ciclo Olefinas y Parafinas
0,051
0,053
0,055
0,057
0,059
0 1000 2000Volumen (l)
Frac
ción
V
apor
izad
a
Figura 3.2. Fracción Vaporizada de Ciclo Olefinas y Parafina en función del Volumen del reactor.
Fracción Vaporizada de Ligeros
0,436
0,438
0,440
0,442
0,444
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Frac
ción
Vap
oriz
ada
Figura 3.3. Fracción Vaporizada de Ligeros en función del Volumen del reactor.
71
Figura 3.4. Efecto de la Presión y temperatura en la solubilidad del Hidrógeno en la mezcla de parafina
En la Figura 3.4. Observamos el efecto de la presión y la temperatura en la
solubilidad de hidrógeno, con valores máximos de Solubilidad de 0,08 mol H2/mol
CnHn+2, para 580 K y una presión de 50 atm y un valor mínimo de solubilidad de
0,005 molH2/mol CnHn+2, para 440 K y 10 atm de presión.
Para el rango de operación del reactor (50 atm y 410 K) observamos que la
solubilidad alcanza un valor aproximado de 0,04 molH2/mol CnHn+2, lo que nos da
una concentración de 0,36 mol H2/l.
Estas Figuras en 3D fueron obtenidas a partir de un ajuste de datos calculados
con el simulador de procesos PRO II. Con este ajuste se obtuvo una serie de
correlaciones que se utilizaron en el programa para ahorrar tiempo en el cálculo
del reactor y evitar la iteración en el equilibrio líquido – gas.
72
Figura 3.5. Efecto de la Presión y temperatura en la Fracción Vaporizada del Benceno Metil Ciclo Hexano y Ciclo Hexano.
En la Figura 3.5 observamos el efecto de la presión y la temperatura en la fracción
vaporizada de Benceno, Metil Ciclo Hexano y Ciclo Hexano. Para las condiciones
base de operación descrita al comienzo de este capítulo, observamos que el
benceno presenta su mayor vaporización a temperaturas mayores de 540 K.
Figura 3.6. Efecto de la Presión y temperatura en la Fracción Vaporizada para las Iso Parafinas. (En presencia de ligeros).
73 En la Figura 3.6. se presenta el efecto de la presión y temperatura en la fracción
vaporizada de las Iso parafinas. Observamos que la mayor fracción vaporizada se
obtiene a una temperatura de 580 K y una presión de 10 atm que representa el
máximo de la superficie con un valor de 80% de vaporización.
Figura 3.7. Efecto de la Presión y temperatura en la Fracción Vaporizada de los Ligeros.
3.4. Resultados de la Reacción Química.
Para encontrar las condiciones óptimas de operación se realizaron varias corridas
variando la temperatura inicial del reactor, la presión y los flujos de entrada de
hidrógeno y benceno, obteniendo las siguientes condiciones: flujo de Hidrógeno 80
Kmol/h, flujo de benceno 225 Kmol/h y 400 Kmol/h de parafina que son los
componentes principales del sistema de reacciones. Igualmente la temperatura de
operación fue de 410 K y una presión de 55 Atm.
74
Perfil de Conversiones Fase líquida
0,00
0,10
0,20
0,30
0,40
0,50
0,60
0 500 1000 1500 2000Volumen del Reactor (l)
Con
vers
ión
X1 X2 X3 X4X5 X6 X7
Figura 3.8. Perfil de Conversiones en función del volumen del Reactor.
X1: Conversión de Parafina; X2: Conversión de Olefina a iso Olefina; X3: Conversión de Olefina a
Ciclo Olefina; X4: Conversión de Ciclo olefina a ciclo parafina; X5: Conversión de Metil ciclo
hexeno, X6: Conversión de Benceno, X7: Conversión de Parafina (Craqueo).
En la Figura 3.8. Observamos los perfiles de conversión a lo largo del reactor para
las 7 reacciones que se llevan a cabo durante la deshidrogenación de parafina.
Se observa que la mayor conversión luego de 45 días de operación la posee la
reacción de deshidrogenación con un valor de X1= 0,51 seguida de la reacción de
hidrogenación de metil – ciclo hexeno con un valor aproximado de X5 = 0,12. El
resto de las conversiones poseen valores menores de 0,02.
75
Perfil de Conversiones Fase líquida
0,00
0,10
0,20
0,30
0,40
0,50
0,60
0 500 1000 1500 2000Volumen del Reactor (l)
Con
vers
ión
X1 1 Día X1 15 DíasX1 30 Días X1 45 Días
Figura 3.9. Perfil de Conversiones en función del volumen del Reactor para diferentes períodos de operación.
En la Figura 3.9 se muestra el comportamiento del perfil de conversión de la
reacción de deshidrogenación para diferentes períodos de operación en función
del volumen del reactor. Para este caso a medida que transcurre el tiempo de
operación la conversión disminuye producto de la desactivación del catalizador.
Perfil de Temperatura
402
404
406
408
410
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Tem
pera
tura
K
Figura 3.10. Perfil de Temperatura en función del volumen del reactor.
76 En la Figura 3.10. Se presenta el perfil de temperatura a lo largo del volumen del
reactor. En ésta se observa que la temperatura disminuye aproximadamente 6
grados respecto a la temperatura de entrada de reactivos, esto se debe a que la
reacción con mayor conversión es endotérmica.
Con el fin de mantener constante la producción de olefinas durante el tiempo de
operación del catalizador antes de ser regenerado, se incrementa la temperatura
de entrada de reactivos hasta un máximo de 4 K por período.
Este comportamiento es similar al encontrado por algunos autores que han
estudiado reacciones de deshidrogenación tales como T. Laegreid, M Rönnekleiv
et (1993) quienes estudiaron la deshidrogenación autotérmica del propano a
propileno y del isobutano a isobuteno obteniendo calores de reacción de 32 –
29,8 Kcal/mol. Este tipo de procesos actualmente en escala comercial operan a
temperaturas entre 580 ºC y 650 ºC.
Perfil de Velocidades de Reacción (mol/m3cat* s)
0
10
20
30
40
50
60
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Vel
ocid
ad d
e R
eaci
ónm
ol /
m3*
s
R1 R2 R3 R4R5 R6 R7
Figura 3.11. Perfil de Velocidades de reacción ( scatmmol
∗3 ) en función del volumen del
reactor
En la Figura 3.11. se observan los perfiles de velocidad de reacción a lo largo del
volumen del reactor en la cual la reacción de deshidrogenación es la que posee
77 mayor magnitud con un valor aproximado de 55 mol/m3*s, en comparación con el
resto de las reacciones que están por debajo de 1,5 mol/m3*s.
Perfil de Velocidad de Reacción para las Reacciones 2 y 3
0,00
0,40
0,80
1,20
1,60
2,00
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Vel
ocid
ad d
e R
eacc
ión
mol
/ m
3* s
R2 R3
Figura 3.12. Perfil de Velocidades para las reacciones 2 y 3 ( scatmmol
∗3 ) en función del
volumen del reactor
Perfil de Velocidades de Reacción
0,000
0,010
0,020
0,030
0,040
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Vel
ocid
ad d
e R
eacc
ión
mol
/m
3* s
R4 R5R6 R7
Figura 3. 13. Perfil de Velocidad de la reacción 4, 5, 6 y 7 ( scatmmol
∗3 ) en función del
volumen del reactor
78
Perfiles de Concentraciones para Parafina, Olefinas, Ciclo Olefinas e Iso Olefinas (mol/l)
0,0
1,0
2,0
3,0
4,0
5,0
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Con
cent
raci
ón (m
ol/l)
nC12 nC12OCcO C12IO
Figura 3.14. Perfil de Concentraciones (mol/l) de Parafinas, Olefinas, Ciclo Olefinas e Iso Olefinas, en función del volumen del reactor
En la Figura 3.14 se presentan los perfiles de concentraciones en la fase líquida
de parafina, olefinas, ciclo olefinas e iso olefinas a lo largo del reactor. La mayor
concentración es de la parafina con un valor aproximado de 4 mol/l, seguida de las
olefinas lineales que comienzan en 0 mol/l y llegan a un valor de 2 mol/l, las ciclo
olefinas y las iso – olefinas permanecen por debajo de 0,1 mol/l, producto de la
baja conversión.
79
Perfil de Concentración de Parafina (mol/l)
00,5
11,5
22,5
33,5
44,5
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Con
cent
raci
ón (m
ol/lt
s)
Período 1 Período 2 Período 3 Período 4
Figura 3.15. Perfil de Concentración (mol/l) de Parafinas en función del volumen del reactor
En la Figura 3.15. Se muestra el comportamiento de la concentración de parafina
a lo largo del reactor en función del tiempo. Se observa una pequeña disminución
al final del ciclo, producto de la desactivación del catalizador lo que trae como
consecuencia una disminución de la conversión como notamos anteriormente en
la Figura 3.9.
80
Perfil de Concentración de Hidrógeno en la Fase Líquida (mol/lts)
0,3000,3200,3400,360
0,3800,4000,4200,440
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Con
cent
raci
ón (m
ol/l)
Figura 3.16. Perfil de Concentración de Hidrógeno (mol/l) en la fase líquida en función del volumen del reactor
En la Figura 3.16. se muestra el perfil de la concentración de hidrógeno a lo largo
del volumen del reactor. La concentración de hidrógeno tiene una variación menor
al 0,8 %, debido a que su solubilidad permanece prácticamente constante a lo
largo del reactor, como observamos en la Figura 3.17, en donde su solubilidad va
desde 0.0609 – 0.0608 mol H2/mol parafina
81
Solubilidad de H2 (mol H2/mol parf) en la Fase Líquida
0,0603
0,0605
0,0607
0,0609
0,0611
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Sol
ubili
dad
(mol
H2/
mo
para
fina)
Figura 3.17. Solubilidad de H2 en la fase líquida en función del volumen del reactor. (mol H2 /moles parafina)
Perfil de Concentración de Benceno en la Fase Líquida (mol/l)
0,90
0,95
1,00
1,05
1,10
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Con
cent
raci
ón
(mol
/l)
Figura 3.18. Perfil de Concentración de Benceno (mol/l) en la Fase líquida en función del volumen del reactor
En la Figura 3.18. observamos el perfil de concentración de Benceno a lo largo del
volumen de reactor; la disminución de dicha concentración se debe a que el
benceno es parcialmente hidrogenado con una conversión < 0,025%, a pesar de
esto su concentración no es afectada considerablemente debido a que la
82 velocidad de hidrogenación de benceno es baja, lo que nos da una disminución de
la concentración de Benceno menor al 0,19 %.
Selectividad
0,65
0,75
0,85
0,95
1,05
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Sel
ectiv
idad
Periodo 1 Periodo 2Periodo 3 Periodo 4
Figura 3.19. Selectividad en función del Volumen del reactor para diferentes periodos de tiempo.
En la Figura 3.19. tenemos la selectividad de la reacción de deshidrogenación en
función del volumen del reactor para diferentes períodos de tiempo a lo largo del
reactor.
Observamos que la selectividad al final del volumen del reactor para cada período
de tiempo se mantiene ligeramente constante con un valor aproximado de 0,97
con una variación no mayor al 0,1 % entre un período y otro.
83
Perfiles de Flujos
0
60
120
180
240
300
360
420
0 500 1000 1500 2000Volumen del Reactor (l)
Fluj
o (K
mol
/h)
FnC12 Ft-nC12OFC12IO Ft-COFH2
Figura 3.20. Perfiles de Flujos molares de Parafina lineal, Olefinas e Hidrógeno en
función del Volumen del reactor.
En la Figura 3.20. se muestran los perfiles de flujos molares de parafina, olefinas e
hidrógeno a lo largo del volumen del reactor. Se observa una disminución del flujo
de parafina producto de la deshidrogenación de la misma y un incremento perfil de
hidrógeno y olefinas. El hidrógeno aumenta su flujo de 80 kmol/h a 280 kmol/h
producto de la deshidrogenación de la parafina; para el caso de las iso olefinas y
ciclo olefinas el incremento del flujo es muy pequeño debido a que estos
compuestos poseen muy baja conversión.
84
Perfil de Actividad
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1
1,1
0 500 1000 1500 2000Volumen (l)
Act
ivid
ad F
racc
ión
Periodo 1 Periodo 2Periodo 3 Periodo 4
Figura 3.21. Fracción de actividad en función del Volumen del reactor para diferentes periodos de tiempo de 15 días.
En la Figura 3.21. observamos el comportamiento de la actividad a lo largo del
volumen del reactor para períodos de tiempo de 15 días, para un tiempo total de
operación de 45 días. Vemos que la actividad disminuye a medida que aumenta el
volumen del reactor, esto se debe a que la desactivación es función de la
concentración de olefinas formadas además de la temperatura del sistema, para
nuestro caso la temperatura no tiene el mismo efecto que la concentración de
olefinas debido a que el ∆T = 6 grados lo que ocasiona que el factor exponencial
( RTE
e−
) no tenga gran peso y su variación no sea significante en la desactivación
(33 1022,11035,1 −− ⋅−⋅ ). Caso contrario sucede con el efecto de la concentración
de olefinas debido a que estas varían de 0.012 – 2.13 mol/l, por tal motivo
observamos que la mayor desactivación se encuentra al final del volumen del
reactor lugar en el cual la concentración de olefinas es mayor.
85
Ventas Anuales en MM$/Año
-120,0
-90,0
-60,0
-30,0
0,0
30,0
60,0
0 500 1000 1500 2000
Volumen (l)
Gan
anci
a en
MM
$/añ
o
Periodo 1 Periodo 2Periodo 3 Periodo 4
Figura 3.22. Ventas anuales en MM $ por año en función del volumen del reactor.
En la Figura 3.22. se muestra el valor de las ventas anuales de olefinas a lo largo
del reactor, para un año de operación. Observamos que para que se puedan
obtener ganancias el volumen del reactor debe ser mayor a 1100 l. La mayor
ganancia observada es de 33,8 MM $.
Efecto de la Temperatura de entrada en la Producción de Olefinas
0
50
100
150
200
250
393 420 460
Temeperatura (Temperatura (K)K)
Fluj
o (K
mol
/k)
Período 1Período 4
Figura 3.23. Efecto de la Temperatura de Entrada de reactivos en el reactor en la Producción de Olefinas.
86 En la Figura 3.23. notamos que a medida incrementamos la temperatura de
entrada de reactivos la producción de olefinas va disminuyendo. En el último
período para 460 K solo se obtiene un valor de conversión cercano al 20%, esto
se debe a la rápida desactivación del catalizador por efecto de la elevada
temperatura.
Efecto de la Temperatura de entrada en la Selectividad
0,98
00000
% S
elec
tivid
ad 0,90
,82
,66 ,74
,58 ,50
Período 1 393 420 460Temperatura (K)Período 4
Figura 3.24. Efecto de la Temperatura de entra de reactivos en la selectividad.
En la Figura 3.24, observamos el efecto de la temperatura de entrada en la
selectividad del proceso. Cuando la temperatura de entrada es del 393K se
observa un valor máximo en la selectividad de 0,98. Para el caso de 460 K
observamos valores mínimos, en especial en el 4º período, esto se debe a que a
elevadas temperaturas se favorecen las reacciones paralelas debido a que la
reacción principal posee menor energía de activación 11000 cal/mol y el resto de
las reacciones valores de (14000; 13000; 33000 Cal/mol).
87
Figura 3.25. Efecto de la Presión de entrada de reactivos en el reactor en la producción de olefinas.
Como se observa en la Figura 3.25. Las elevadas presiones disminuye la
vaporización aumentando la concentración tanto de benceno como de parafinas.
El aumento de la concentración de benceno ayuda a mantener la actividad del
catalizador debido a que este se adsorbe sobre la superficie del mismo evitando la
deposición de compuestos poliméricos similares al coque manteniendo la actividad
del catalizador y aumentado la conversión.
Efecto de la Presión de entrada en la Selectividad
1,0000
0,9500
% S
elec
tivid
ad
0,9000
0,8500
0,8000 Período 1 45 55 60
Presión (atm)Período 2
Figura 3.26. Efecto de la presión de entrada en la selectividad del proceso.
En la Figura 3.26 no se observan variaciones considerables en la selectividad del
proceso al variar la presión del sistema, para este caso solo se encontró una
variación máxima del 0,2% entre una condición y otra.
88
Efecto de la Variación del Flujo de Benceno en la Selectividad
0,80
0,85
0,90
0,95
1,00
25/75/400 100/75/400 200/75/400Flujo de Benceno/H2/Parafina (Kmol/h)
% S
elec
tivid
ad
Período 1Período 4
Figura 3.27 Efecto de la variación del flujo de benceno en la Selectividad del proceso.
En la Figura 3.27. Observamos el efecto del flujo de Benceno en la selectividad del
proceso, en este caso se incrementó el flujo de Benceno en 25, 100 y 200 Kmol/h
dejando el flujo de hidrógeno y parafinas fijos en 75 y 400 Kmol/h
respectivamente. En este caso no se observa variación considerable en la
selectividad.
Efecto de la Variación del Flujo de Benceno en la Producción
Figura 3.28 Efecto de la Variación del Flujo de Benceno en la Producción de Olefinas.
En la Figura 3.28. vemos el efecto del incremento de la relación del flujo de
benceno en la producción de Olefinas. Se observa que para el cuarto período a
medida que se incremente la relación de benceno se incrementa la producción,
100 120 140 160 180 200 220
Pro
ducc
ión
deO
lefin
a K
mol
/h
200/75/400 25/75/400 100/75/400Período 1Flujo Benceno/H2/Parafina (Kmol/h)
Período 4
89 debido a que se adsorbe sobre el sitio activo evitando la acumulación de depósitos
manteniendo la actividad lo que origina una mayor conversión, el máximo
incremento observado es del 12%.
Efecto de la Variación del Flujo de Hidrógeno en la Producción
100120140160180200220240
25/75/400 100/75/400 220/75/400Flujo de H2/Benceno/Parafina
Pro
ducc
ión
de
Ole
fina
Km
ol/h
Período 1Período 4
Figura 3.29. Efecto de la Variación del Flujo de hidrógeno en la producción de olefinas.
En la Figura 3.29. se muestra el efecto de la variación del flujo de hidrógeno en la
producción de olefinas, en este caso se incrementó el flujo de Hidrógeno de 25 a
220 Kmol/h manteniendo constante el flujo de benceno y parafina, en la variación
de este parámetro la producción de olefinas permanece constante para cualquiera
de los casos estudiados.
Efecto de la Variación del Flujo de Hidrógeno en la Selectividad
0,8
0,85
0,9
0,95
1
25/75/400 100/75/400 200/75/400Flujo de H2/Benceno/Parafina
% S
elec
tivid
ad
Período 1Período 4
90
Figura 3.30. Efecto de la Variación del flujo de Hidrógeno en la Selectividad del proceso.
En la Figura 3.30. observamos el efecto de la variación del flujo de hidrógeno en la
selectividad del proceso, para este caso la selectividad permanece constante para
todos los flujos elegidos, lo que nos indica que el hidrógeno para las condiciones
de esta prueba mantuvo constante su concentración y su solubilidad a lo lardo del
reactor.
Variable Volumen de Reactor (l)
Actividad (Fracción)
Selectividad X1
To:393 K – P:45 atm 1704 0,966 0,979 0,55
To: 393 K -P:55 atm 1788 0,9685 0,9794 0,551
To:420 K – P:55 atm 1452 0,448 0,9848 0,414
To:460 K – P:55 atm 1524*** 0,034 0,70 0,095
To 393K – P: 60 atm 1824 0,969 0,974 0,569
To:420K – P: 60 atm 1488 0,454 0,984 0,416
* **No llega a los 45 días, se desactiva entre 10 y 20 días.
Tabla 3.3. Efecto de la variación de la Temperatura y la presión en el volumen del reactor, Actividad, Selectividad y conversión.
En la Tabla 3.3. se muestra el efecto de la variación de la temperatura y la presión
en el volumen del reactor, la selectividad y la conversión. Para obtener estos
resultados se varió la temperatura entre 393 – 460 K y la presión de 45 – 60 atm
con una alimentación fija de 80 Kmol/h de hidrógeno, 225 Kmol/h de benceno y
400 Kmol/h de parafina.
Observamos que al aumentar la temperatura de alimentación y mantener fija la
presión, el volumen del reactor necesario para alcanzar la conversión deseada
disminuye, debido a que la velocidad de reacción aumenta por efecto de la misma.
La actividad también se ve afectada con el incremento de la temperatura
especialmente al estar por encima de los 440 K ya que el catalizador se desactiva
91 en menos de 10 días de operación lo que produce una disminución de la
conversión.
Al aumentar la presión dejando fija la temperatura, aumenta el volumen del reactor
necesario para alcanzar la conversión deseada debido a que aumenta la
concentración de hidrógeno en el líquido lo favoreciendo la reacción inversa de la
reacción de deshidrogenación de parafina. Además el aumento de la presión
disminuye la vaporización y aumenta la concentración de los componentes que
intervienen en las reacciones, ocasionando que aumente el volumen del reactor
para poder llegar a la conversión deseada.
Al aumentar la concentración por efecto de la presión una de las reacciones
secundarias favorecida es la hidrogenación de benceno, al disminuir éste
componente ocasiona que el catalizador se desactive con mayor velocidad, debido
a que este compuesto se absorbe sobre el catalizador disminuyendo el craqueo y
la formación de productos carbonados o poliméricos.
Vol. de Reactor (m3)
Tiempo de residencia (seg.)
Actividad (Fracción)
Selectividad X1
1,40 45 0,705 0,979 0,474
1,55 50 0,687 0,975 0,504
1,71 55 0,668 0,969 0,537
1,86 60 0,653 0,964 0,563
2,02 65 0,638 0,959 0,590
Tabla 3. 4. Efecto del tiempo de residencia en la actividad, selectividad y conversión.
En la Tabla 3.4. Se presentan los resultados del efecto del tiempo de residencia en
la actividad, la selectividad y la conversión al final del volumen del reactor.
Observamos que al aumentar el tiempo de residencia disminuye la actividad al
final del volumen y se incrementa la selectividad y la conversión. La disminución
92 de la actividad es producto de las altas concentraciones de olefinas debido a que
es función de dicha concentración.
Benceno (Kmol/h)
H2
(Kmol/h) Vol. de Reactor
(l) Actividad (Fracción)
Selectividad Conversión X1
25 75 1068 0,604 0,979 0,474
100 75 1248 0,639 0,977 0,489
200 75 1488 0,710 0,972 0,511
75 25 1188 0,6286 0,978 0,485
75 100 1188 0,878 0,970 0,546
75 200 1188 0,628 0,978 0,485
225 80 1728 0,667 0,968 0,540
Tabla 3. 5. Efecto de la variación del flujo de hidrógeno y benceno en la actividad, selectividad, conversión y volumen del reactor.
En la Tabla 3.5. se presentan los resultados del efecto de la variación del flujo de
hidrógeno y benceno en la actividad, la selectividad y conversión. Los resultados
se obtuvieron haciendo dos variaciones, la primera se realizó dejando fijo el flujo
de hidrógeno y variando el flujo de benceno. Se observó un aumento en el
volumen del reactor, la selectividad y la conversión, esto se debe a que el benceno
se absorbe sobre el catalizador contribuyendo a mejorar la selectividad,
disminuyendo las reacciones secundarias y la formación de productos poliméricos,
lo que hace que el catalizador mantenga su actividad.
El segundo resultado se obtuvo dejando fijo el flujo de benceno y variando el flujo
de hidrógeno; para este caso solo se observa un incremento en el volumen del
reactor y no se observan cambios considerables en la conversión, selectividad y
actividad. Esto se debe a que la solubilidad hidrógeno no depende de la cantidad
presente del mismo sino de la presión, temperatura y la cantidad de parafina en la
cual se pueda disolver por lo que su concentración en el líquido permanece casi
constante.
93 Finalmente se elige un flujo de benceno y de hidrógeno que resulta en una
desactivación cercana al 60% siendo estas: 225 Kmol/h de benceno y 80 Kmol/h
de hidrógeno lo que significa una relación H2/Parafina = 0,2 y Benceno/Parafina
=0,56.
3.5. Análisis preliminar del Reactor.
Para el análisis preliminar tomaremos en cuenta dos tipos de reactores: un RFP y
RTC, tomaremos tres rangos para determinar la conveniencia entre un reactor y
otro, Muy Bueno (3); Bueno (2), Regular (1).
Criterio a )RFPIA b)RFPP o Iso T c)TACA d)TAC iso T
Orden de la Reacción 2 2 2 2
E1. – E2,3,4,5,6. 2 3 2 3
Reversibilidad de las reacciones 3 2 1 1
Calor de Reacción 2 3 2 2
Presión del Sistema 2 2 3 3
Desactivación 2 2 3 3
Transferencia de Masa 3 3 1 1
Regeneración 2 3 1 1
Costo del Reactor 3 1 1 1
Total 20 21 16 17
Tabla 3. 6. Comparación de criterios de selección para el análisis preliminar del reactor.
El mejor reactor para este sistema de reacción es el b, debido a que presenta un
mayor puntaje según los criterios elegidos y los resultados mostrados en la Tabla
3.6. Observando las energías de activación notamos que un reactor isotérmico
programado a baja temperatura favorecería a la reacción principal lo que haría que
la selectividad por efecto de temperatura sea constante. Como la reacción
94 principal es endotérmica un sistema isotérmico es ideal para que la desactivación
sea constante por efecto de la temperatura pero como hemos visto anteriormente
la actividad se ve afectada principalmente por la concentración de olefinas por tal,
motivo un sistema isotérmico no provocaría diferencias significativas en la
desactivación, para el caso de la regeneración un reactor isotérmico ayudaría a
mantener constante la temperatura de combustión, sin embargo, se puede hacer
una regeneración controlada en un reactor adiabático por lo que no existe una
gran diferencia entre uno y otro. Por último tenemos el costo del reactor; un
reactor adiabático es más económico que un isotérmico debido a los accesorios
que este involucra tales como chaqueta de enfriamiento, sistemas de control de
temperatura a lo largo del reactor, entre otros. La diferencia entre un puntaje y otro
no es muy amplia la selección entre un isotérmico y un adiabático depende de una
análisis global tanto económico como operacional, sin embargo el RFPA en este
trabajo ha mostrado buenos resultados por lo que se elige este reactor como el
mejor reactor entre los cuatro reactores comparados para esta planta.
95
3.6. Resultados de la Planta 3.6.1. Balance de Masa y Energía de la Planta.
Equipo Condiciones Flujo (Kmol/h)
Trabajo (Kw)
Bomba de
Parafina
300 K Pout = 50atm
400 171,65
Bomba de
Benceno
310 K Pdescarga = 50
atm
225 37,79
Compresor H2. Pout = 50Tmax: 450 K
400 1338,63
Separador Ligeros
Parafinas
P = 4 atm T = 360K
In: 930 Top: 304 Bott: 626
-
Separador H2 – Ligeros
P = 5atm T 263 K
In: 304 Top: 290,3 Bott: 13,7
-
Fraccionadora
Benceno
P = 1atm T = 436 K
In:626 Top1: 6,46 Top2:213,7 Bott:406,.11
-
Fraccionadora Parafina
P = 0,5 atm T = 460 K
In:406 Top:228,03 Bott:178,08
-
Tabla 3. 7. Resumen de las condiciones de operación y del Balance de masa y energía de la planta.
3.6.2. Dimensionamiento de los Equipos.
A continuación se presenta el dimensionamiento de los equipos más importantes
de la planta. En cada una de las tablas se muestra las condiciones de operación
además de los principales factores de diseño, entre los equipos que consume
mayor cantidad energía tenemos el compresor de hidrógeno con un trabajo total
de 1338.63 kW seguida de la bomba de parafina con un trabajo total de 170 kW y
por último la bomba de Benceno con un trabajo total de 37 kW.
96
Compresor H2 Factor de Compresión 4
Temperatura de Entrada (K) 300Pesión de Entrada (Pa) 101325Presión de Salida (Pa) 5066250
Número de Etapas: 3Trabajo por etapas (Kw) 474,37
Trabajo total (Kw) 1338,63
Tabla 3.8. Dimensionamiento del Compresor de Hidrógeno.
Presión de Descarga (Pa): 5066250Eficiencia de la Bomba: 0,75
Trabajo de la Bomba (Kw) 171,65
Bomba para Parafina
Tabla 3.9. Dimensionamiento de la Bomba de Parafina.
Presión de Descarga (Pa): 5066250
Eficiencia de la Bomba: 0,75Trabajo de la Bomba (Kw) 37,79
Bomba para Benceno
Tabla 3.10. Dimensionamiento de la Bomba de Benceno.
Presión de Operación (Bar) 10Temperatura de entrada 360
Ligeros e HidrogenoTope (Kmol/h) 304,149H2 Alimentado (Kmol/h) 295,806
H2 Fondo (Kmol/h) 6,257L/D 3
Diámetro (m) 0,22Altura (m) 0,66
Separador (1) H2 - Ligeros
Tabla 3.11. Dimensionamiento del Separador de Hidrógeno y Ligeros.
97
Presión de Operación (Bar) 10Temperatura de Operación K 225
H2 Recuperado (Kmol/h) 289,98Corriente de Fondo (Kmol/h) 13,70
Corriente Tope (Kmol/h) 290,45L/D 3
Diámetro (m) 0,35Altura (m) 1,04
Separador (2) Ligeros
Tabla 3.12. Dimensionamiento del Separador de Ligeros.
% Benceno Recuperado 1Presión de Operación AtmosfericaNº de Etapas Ideales 21Plato de Alimentación 12
T(K) de Destilación 436,11
Fraccionadora(1) Benceno
L
D
B
P
Tabla 3.13. Dimensionamiento del Fraccionador de Benceno.
% A Recuperar de Olefinas en la Alimentacion 0,99Presión de Operación (Atm) 0,5
Nº de Etapas Ideales 189Plato de Alimentación 94
T(K) de Destilación 460,42
Fraccionadora(2) Parafina
L
D
B
P
Tabla 3.14. Dimensionamiento del Fraccionador de Parafina.
98
D In Tubo (m) 0,86D Out Tubo (m) 0,893
Área Trans de tubo (m2) 0,58Longitud de tubo (m ) 3,07
L/D 3,56
Dimensionamiento del Reactor
Tabla 3.15. Dimensionamiento del Reactor.
3.7. Análisis Económico.
En esta etapa se evalúan las ideas generadas a través de un estudio económico
rápido y de coste moderado (análisis económico preliminar), que sirve para
eliminar ideas que no estén dentro de los objetivos planteados, por lo que se debe
realizar un estudió económico más riguroso y detallado para llevar a cabo la
construcción y puesta en marcha de esta planta a nivel comercial.
Una de las variables más importantes en el análisis económico es la inversión total
que hay que realizar para el establecimiento o construcción de la planta ya que
determinará el tiempo necesario para la recuperación de la inversión, es decir, que
las ganancias obtenidas a partir del segundo año del proyecto en adelante
superen los gastos de inversión con su depreciación respectiva. Cabe destacar
que el siguiente análisis se realizó variando los precios del producto final
(Olefinas) a partir del su valor actual en el mercado y observando el impacto de
dicho cambio con las variables económicas más importantes. Por otra parte la
elección del precio de la mezcla o materia prima se realizó utilizando el precio del
combustible Diesel debido a que esta corriente se vende a la Refinería de Puerto
La Cruz al precio de dicho combustible.
En la actualidad los precios del combustible Diesel se han visto afectados por los
altos precios del barril de petróleo lo que hace que tanto los reactivos y productos
tengas elevados precios. Para el 28 de julio del año 2005 el precio del Barril de
petróleo tipo Brent presentaba un precio de 58,91 y el Diesel Rótterdam (ARA) un
99 precio de 2,30 $/Gal y un valor de olefinas de 9,2 $/Gal con estos valores haremos
el análisis económico de la planta.
Comenzaremos calculando el precio de cada uno de los equipos.
Equipo % Costo en $
Compresor 18,2 814549 Horno 0,4 17598
Bombas 1,0 45122 Separadores 0,7 30057
Fraccionadoras 33,6 1504205 Reactores 27,0 1208177 Tanques 18,3 818693
Absorbedor 1,0 44056 Total 100,0 4482458
Tabla 3.16. Costos de cada uno de los Equipos de la Planta.
En la Tabla 3.16. observamos que el mayor costo en cuanto a los equipos lo
tienen las Fraccionadoras seguido del Reactor, los tres Tanques de
almacenamiento, el Compresor y por ultimo los equipos pequeños. El alto
porcentaje de las fraccionadoras se debe a que nuestro producto debe tener la
mayor pureza posible para de esta manera tenga un alto valor agrado en el
mercado, lo que significa que el fraccionamiento o en su defecto el equipo para el
fraccionamiento sea costoso.
Costo de Inversión $ 7385141 Costos Operativos $ 4725644
Costo de Regeneración $ 1451145
Tabla 3.17. Costos de Inversión, Operativos y de Regeneración.
En la Tabla 3.17. se muestran los costos considerados para realizar el flujo de
caja. El costo de la planta es de 7,7 MM $ estos costos incluyen los costos de
cada uno de los equipos, los costos de instalación y el costo de ubicación según
los factores considerados y explicados en el capítulo anterior.
100 Los costos operativos incluyen los costos de energía, de enfriamiento y de vapor,
los costos de electricidad y de regeneración en un año de operación de la planta.
Costos Operativos de cada Equipo Equipo % Costo $
Compresor 27,30 1289902 Horno 7,25 342391
Bombas 4,27 201816 Separadores 0,33 15430
Fraccionadoras 18,36 867681 Intercambiadores 11,79 557280
Reactores 30,71 1451145 Total 100,00 4725644
Tabla 3.18. Costos Operativos por equipos
En la Tabla 3.18. observamos que el mayor porcentaje de costo operativo lo posee
el compresor, esto se debe al alto consumo de energía necesaria para comprimir
todo el hidrógeno necesario para alimentar al reactor. El segundo equipo con
mayor costo operativo son las fraccionadotas; estos equipos necesitan agua de
enfriamiento y vapor de agua, que son utilizados en los intercambiadores y los
rehervidores respectivamente.
Para el caso del reactor los costos operativos están asociados al ciclo de
regeneración y el Shift del reactor.
3.7.1. Ciclo de Regeneración.
Para incluir el ciclo de regeneración en el análisis económico se realizaron las
siguientes suposiciones:
La regeneración no se realiza o no es tomada en cuenta por el programa de
cálculo lo que significa que:
o El costo asociado a la regeneración se estima que es igual a los
costos de servicios generales tales como agua, electricidad, etc.
La regeneración tendrá una duración de 10 días y solo se podrá regenerar el
catalizador hasta un máximo de tres veces.
101
La planta opera con dos reactores uno en operación y el otro en regeneración,
esto con el fin de garantizar la continuidad del proceso de producción.
Costo $/Barril de Parafina 5,53 Ganancia $/Barril de Parafina 10,04
Tabla 3.19. Costos y Ganancia por Barril de parafina en un año de operación de la planta.
En la Tabla 3.19. se observa que el costo y la ganancia por barril de parafina la
ganancia neta es de 10,04 $/Barril que es el resultado la ganancia menos el costo
de producción total. El costo por barril es el resultado del costo de materia prima
más el costo de inversión y los costos operativos en un año de operación de la
planta. Similarmente la ganancia, es el resultado de las ventas anuales entre la
cantidad de olefinas vendidas en un año de operación de la planta menos los
costos por barril de parafina.
0,005,00
10,0015,0020,0025,0030,0035,0040,0045,0050,00
393 420 460Temperatura Inicial (K)
% d
e In
vers
ión
12,04
12,05
12,06
12,07
12,08
12,09
12,10
12,11
12,12In
vers
ión
MM
$
Comp Horno Bom Sepd
Fracc Interc Reac Total
Figura 3.31. Efecto de la Temperatura de entrada en la Inversión.
En la Figura 3.31. observamos el efecto de la temperatura de entrada de reactivos
al reactor en la inversión total y por equipos. Un incremento en la temperatura
ocasiona un incremento de la inversión debido a equipos tales como el horno,
102 intercambiadores, separadores aumentan su costo. Para el caso del horno se
observa un incremento del 3% para 393 K y 5% para 469 K; otro caso similar es el
de los intercambiadores en donde se observa un incremento entre el 5 – 7,52 %;
el equipo que se mantiene su costo constante son la bomba de parafina y la de
benceno que no varían su costo de inversión con la variación de la temperatura de
entrada de reactivos. Para el caso del reactor el costo del equipo disminuye al
incrementar la temperatura de entrada de reactivos, debido a una disminución del
volumen; a pesar de esto los costos operativos en un año para este equipo
aumentan al aumentar la temperatura debido a que el catalizador se desactiva con
mayor rapidez incrementado la frecuencia de regeneración y la frecuencia en el
cambio de catalizador.
0
7
14
21
28
35
42
45 55 60Presión (atm)
% In
vers
ión
por e
quip
o
11,7
11,8
11,9
12,0
12,1
12,2
12,3
Inve
rsió
n M
M $
Comp Horno Bom SepdFracc Interc Reac Total
Figura 3.32. Efecto del incremento de la presión de operación del reactor en la inversión final de la planta.
En la Figura 3.32, observamos el efecto del incremento de la presión en la
inversión de la planta, en este caso la inversión aumenta al aumentar la presión
del sistema. El porcentaje de incremento en la inversión entre 45 - 55 atm es del
1,8% y entre el 45 y 60 atm es del 3,5%, este aumento en el porcentaje se debe a
equipos como el compresor, las bombas y el reactor. Para el caso del compresor
103 se observa un incremento total del 32,64% en la inversión cuando se pasa de 45
atm a 60 atm; para el caso de las bombas observamos un incremento del 40,7%
cuando pasamos de 45 a 60 atm; para el reactor solo se observa un incremento
del 1,85%. Estos son los equipos que se muestran el mayor incremento en el
costo de inversión cuando se varía la presión en el reactor.
0
10
20
30
40
50
25/75/400 100/75/400 200/75/400Variación del la Relacion de Benceno
% I
nver
sión
por
equ
ipo
11,10
11,40
11,70
12,00
Inve
rsió
n To
tal M
M$
Comp Bomb Sepd FraccInterc Reac Total
Figura 3.33. Efecto de la variación del flujo de Benceno en la inversión de la planta.
En la Figura 3.33. se muestra el efecto del incremento del flujo de benceno en la
inversión total de planta; en este caso se observa un incremento del costo en las
bombas, fraccionadoras, intercambiadores y separadores. El mayor incremento lo
encontramos en el costo de las bombas, específicamente en la bomba de benceno
con un valor > 50%; para el caso de las fraccionadoras solo se observa un
incremento no mayor al 1,5 % y en los intercambiadores del 11, 5 %. Respecto a
la inversión total observamos un cambio neto del 5,2 % entre 25 - 200 Kmol/h de
benceno.
104
0
10
20
30
40
50
25/75/400 100/75/400 200/75/400Variación del Flujo de H2
% In
vers
ión
por E
quip
o
9,8
10,5
11,2
11,9
12,6
13,3
Inve
rsió
n To
tal M
M $
Comp Comp Horno BombSepd Fracc Total
Figura 3.34. Efecto de la Variación del flujo de hidrógeno en la inversión total de la planta.
En la Figura 3.34. se observa el efecto de la variación del flujo de hidrógeno en la
inversión de la planta. Para este caso el incremento en la inversión fue de un
18,13 % cuando se varía de 25 - 200 Kmol/h de hidrógeno; el equipo con mayor
incremento fue el compresor con un 32, 4% de aumento entre un flujo y otro,
seguido del intercambiador con un 13,12 %, los separadores con un 6,8 % y el
reactor con un 4,7 %.
105 3.7.2. Balance económico.
660
670
680
690
45 60 75
Duración del Ciclo de operación en Días
VP
N M
M $
8,2
8,4
8,6
8,8
9,0
9,2
Inve
rsió
n M
M $
VPN Inv MM $
Figura 3.35. Efecto del la duración del ciclo de operación del reactor sobre el VPN.
401
402
403
404
405
406
407
45 60 75Duración del Ciclo de operación Días
% T
IR
8,2
8,4
8,6
8,8
9,0
9,2
Inve
rsió
n M
M $
TIR Inv MM $
Figura 3.36. Efecto del la duración del ciclo de operación del reactor sobre la TIR.
En la Figura 3.35 y 4.36 observamos el efecto de la variación del ciclo de
operación en el VPN y en la TIR respectivamente. Se comenzó con un tiempo de
106 operación de 45 días hasta 75 días de operación. Observando que la rentabilidad
del proceso mejora al aumentar el ciclo de operación del reactor; esto se debe a la
disminución de la frecuencia en la regeneración y por ende el costo de los
servicios, además de que disminuye el tiempo de compra de catalizador nuevo.
0
50
100
150
200
393 420 460Temperatura de Entrada (K)
% T
IR
-100
100
300
500
700
VP
N M
M $
TIR VPN
Figura 3.37. Efecto del la temperatura de entrada al reactor sobre la TIR y el VPN
En la Figura 3.37 observamos el efecto del incremento del la temperatura de
entrada en la TIR y el VPN. Esta variable afecta considerablemente la rentabilidad
del proyecto debido a que a medida que incrementamos la temperatura aumenta
el costo de los equipos, los servicios y la frecuencia de regeneración entre otros.
Como se observa es esta figura es necesario mantener la temperatura de entrada
de reactivos por debajo de los 420 K para que el proyecto sea rentable.
107
100
120
140
160
180
200
45 55 60Presión (atm)
% T
IR
500
550
600
650
700
VP
N M
M $
TIR VPN
Figura 3.38. Efecto del la variación de la presión del reactor sobre la TIR y el VPN
En la Figura 3.38 vemos el efecto del la presión el la TIR y en el VPN. En este
caso al incrementar la presión la tasa interna de retorno permanece constante
para este caso la TIR tiene un valor de 191 % y el VPN de 672 MM $.
0
100
200
300
400
500
600
25/75/400100/75/400200/75/400Flujo de Benceno (Kmol/h)
% T
IR
0
500
1000
1500
2000
VP
N M
M $
Tir VPN
Figura 3.39. Efecto de la variación del flujo de Benceno en la TIR y el VPN.
. En la Figura 3.39 observamos que al incrementar el flujo de benceno de 25 Kmol/h
a 200 Kmol/h la TIR disminuye un 54 % y un 56 % el VPN.
108 Comportamiento similar observamos en la Figura 3.41 cuando incrementamos el
flujo de hidrógeno de 25 Kmol/h a 200Kmol/h; en este caso solo se observa una
disminución de la TIR del 2 % y < 1% para el VPN
Comparando estas dos variaciones observamos que el proyecto tiene mejor
rentabilidad al variar el flujo de benceno que al variar el flujo de hidrógeno.
410
420
430
440
450
25/75/400 100/75/400200/75/400Flujo de H2 (Kmol/h)
% T
IR
500
700
900
1100
1300
1500
1700
VP
N M
M $
Tir VPN
Figura 3.40. Efecto de la variación del flujo de Hidrógeno en la TIR y el VPN.
020406080
100120140160180200
% T
IR
0,292
0,284
0,278
0,272
0,260
0,249
0,213
Precio de Olefinas $/Kgr
Figura 3.41. Tasa Interna de Retorno del Proyecto a 10 años en función del precio del producto principal (Olefinas)
109 En la Figura 3.41. observamos la variación de la tasa interna de retorno respecto
al precio del producto final. Vemos que para que el proyecto pueda ser aceptado,
nuestro producto final debe tener un valor comercial de 0,041 $/mol lo que se
traduce a un costo de 240 $/Ton de olefinas.
0100200300400500600700
VPN (MM$)
0,29
0,28
0,28
0,27
0,26
0,25
0,21
Precio de Olefinas $/Kgr
Figura 3.42. Valor presente Neto del Proyecto a 10 años en función del precio del producto principal (Olefinas)
En la Figura 3.42. observamos el impacto que tiene de variar el valor comercial de
las olefinas sobre el Valor Presente Neto de nuestro proyecto. Esta figura nos
indica que nuestro producto final debe poseer un valor no menor a 220,1 $/Ton
para que nuestro proyecto tenga una TIR mayor al 30% y sea económicamente
rentable o sea aceptado para su elaboración.
110
CONCLUSIONES.
Efecto en las variables Temperatura
• El aumento de la temperatura disminuye el volumen del reactor necesario
para alcanzar la conversión deseada, pero a la vez ocasiona que el
catalizador se desactive con mayor velocidad. Se estable un límite máximo
de 420 K para que el reactor opere de manera óptima; a temperaturas
mayores el catalizador no llega a los 20 días de operación con una
actividad <0,3 %.
• En cuanto a la temperatura de operación respecto a otros procesos
observamos que obtenemos un ahorro de energía debido a que estas se
encuentran por debajo de los procesos industriales que operan
actualmente, incluso por debajo de catalizadores patentados y estudiados
en los años 90 tales como el de Barkoba et al (1993) que trabajó con
parafinas de similar numero de carbonos y operó en rangos de
temperaturas de 500 – 900 º C; igualmente Leéis Bartolini et al. (1993)
trabajaron por encima de nuestro rango de operación 500 – 700 º C. Incluso
la activación del catalizador en nuestro caso se realiza a 200 º C por unas 5
horas que es otro punto a nuestro favor ya que en el caso de otros
catalizadores se realiza entre 450 – 1000 º C con una combinación de aire y
gases inertes agregando mayor complejidad a dicha etapa.
• Una de las ventajas observadas fue en la selectividad en la cual se
obtuvieron valores >98%. Esta selectividad es similar a aquellas
encontradas en escalas comerciales y mayor a la obtenida por Grasselli
111
(2000) y aquella observada en el catalizador ZSM – 5 modificado utilizado
por Morales Edrick et al. (1992) y sobre los cuales se realizó una
deshidrogenación de parafinas en un rango de carbonos C2 – C20.
• Al incrementar la temperatura de entrada de reactivos al reactor va
disminuyendo progresivamente la producción de olefinas para el último
período de operación a causa de la desactivación.
• El incremento de la temperatura de entrada disminuye la selectividad inicial
debido a que se favorecen las reacciones paralelas.
• La temperatura es una variable dominante sobre las variables económicas
tales como la TIR y el VPN. Se determinó que para temperaturas mayores o
iguales a los 460 K el proyecto no es económicamente rentable debido a
que su TIR es mucho menor al 25%.
• Similarmente el incremento de la temperatura ocasiona un incremento en el
costo de los equipos de la planta y servicios que son la causa principal de la
disminución de las variables económicas TIR y VPN.
• El incremento de la temperatura disminuye el volumen del reactor, pero
este efecto por sí solo no es suficiente para establecerlo como cambio
positivo y económicamente rentable.
• La temperatura es una variable influyente en la vaporización; a elevadas
temperaturas se obtienen vaporizaciones mayores al 50 % para el benceno
lo que disminuye su concentración en la fase líquida, aumenta la
concentración de parafinas ocasionando un aumento en la velocidad de
reacción y en la desactivación del catalizador.
Presión
• Presiones mayores a las 50 atm disminuyen la vaporización e incrementan
la concentración de hidrógeno en la fase líquida, lo que evita a la formación
de compuestos poliméricos en la superficie activa del catalizador.
• La variación de la presión de reacción aumenta la producción de olefinas;
para este caso se observa una variación del 12% entre una presión u otra.
112
• Esta variable no tiene efecto considerable en la selectividad de las
reacciones debido a que la variación observada es menor al 0,01 %.
• El aumento de la presión (>= 60 atm) incrementa la actividad del catalizador
o hace que la actividad del mismo sea mayor en el último período de
operación que aquella observada a presiones menores a esta.
• El incremento de la presión incrementa la inversión total del proyecto,
debido a que aumentan los costos de los equipos y de los servicios; a pesar
de esto, éste incremento es menor al observado cuando se incrementa la
temperatura de entrada de reactivos al reactor.
• Una ventaja encontrada en este trabajo respecto a ésta variable es que
tenemos menor rango de operación que a muchos de los procesos
comerciales incluso del proceso de Morales Edrick et al. (1992) el cual
operó a 70 atm.
H2/HC
• El incremento de la relación del flujo de hidrógeno eleva la selectividad a
valores no mayores del 0,1%, debido a que ayuda a prolongar la vida del
catalizador adsorbiéndose sobre la superficie activa del mismo.
• El incremento de la relación del flujo de hidrógeno no tiene ningún efecto
significativo sobre la producción de olefinas; las variaciones calculadas
fueron menores al 0,01% por lo que se consideran despreciables.
• El incremento de la relación del hidrógeno incrementa el porcentaje de la
inversión, lo que origina una disminución de la rentabilidad del proceso; a
pesar de esta disminución el proyecto mantiene valores económicamente
rentables.
• Una de las ventajas encontradas fue que comparando nuestros resultados
con lo de Dyroff (1991), quien trabajó con parafinas en un rango similar de
números de carbonos, incluso con un catalizador con características
similares tuvo que trabajar con una relación mayor H/Parafina (1,9) en
113
comparación al nuestro (0,2) lo que nos da un ahorro de hidrógeno en la
alimentación del reactor respecto a su proceso.
Benceno
• Al igual que el hidrógeno, el benceno mejora la selectividad final del
proceso; este compuesto también se adsorbe sobre la superficie del
catalizador por lo que al incrementar su concentración en el reactor se
observa una menor desactivación al final del ciclo y una mayor conversión.
El incremento de la relación de benceno incrementa la producción de
olefinas al final de ciclo en mucha mayor proporción que la observada
cuando se incrementa la relación de hidrógeno.
• El incremento de la relación de benceno aumenta la inversión final de
planta debido a que aumentan los costos de equipos tales como la bomba,
reactor y las fraccionadoras, esto ocasiona que las variables económicas
tales como la TIR y el VPN también disminuyan.
• Cuando se incrementa la relación de benceno la inversión total de la planta
aumenta en menor proporción a la observada cuando se incrementa la
relación de hidrógeno debido a que el costo del compresor de hidrógeno es
mucho mayor al costo de la bomba de benceno al igual que sus servicios.
• Para este tipo de reacciones es necesario mantener una relación
H2/Parafina < 0,2 e H2/Benceno >0,52, debido a que estas favorecen la
cinética, la selectividad y evitan que el catalizador se desactive con mayor
velocidad.
• Otra ventaja es que con este catalizador se puede lograr la disminución de
la desactivación controlando la alimentación, en comparación con otros
autores que han tenido que agregar elementos de diferentes grupos por
ensayo y error para evitar la deposición de compuestos carbonados que
disminuyan la desactivación.
Del programa
114
• Con este trabajo también se logró el desarrollo de un simulador matemático
útil para evaluar el comportamiento de una planta de Deshidrogenación –
Isomerización de parafinas lineales (C12 – C15), en el cual se pueden variar
las condiciones de operación y analizar la factibilidad económica de la
planta. La ventaja de ese tipo de simulador es que le es familiar a cualquier
tipo de usuario que ha utilizado Excel.
De la planta
• Aunque en nuestro caso no se realizó el ciclo de regeneración, si
comparamos las condiciones a la cual se lleva a cabo es más atractiva a la
propuesta por Goncalves et al. (1991) quien propone una regeneración en
tres etapas para eliminar compuestos carbonados depositados sobre el
catalizador, dicho proceso propuesto por Goncalves llega a temperaturas
de 600º C. Cabe destacar que la regeneración es un proceso que
dependen en gran parte del catalizador sin embargo realizar la misma en
tres etapas pudiese significar un incremento en los costos operativos y por
consiguiente una disminución de la rentabilidad del proyecto.
• Se encontró que el proyecto es rentable siempre y cuando nuestro producto
tenga un valor comercial mayor a 207,1 $/Ton lo que significa que
obtendremos una tasa interna de retorno mayor al 30 %, tasa de interés
superior al estipulado por PDVSA para que un proyecto sea
económicamente rentable y aceptado.
• Bajos las condiciones de operación elegidas se determinó que existe
control difusional en los poros del catalizador debido a que las reacciones
se llevan a cabo en fase líquida y a las moléculas de parafina se les dificulta
la movilidad dentro de los poros del catalizador.
• Se determinó que la reacción que tiene mayor velocidad es la reacción de
deshidrogenación de parafina para producir olefinas lineales, seguida de la
reacción isomerización de olefinas.
• Este proyecto además, de haber obtenido buenos resultados es atractivo
para nuestro país debido a que genera grandes ganancias, los costos de
115
inversión se pueden recuperar en un lapso no mayor a 10 años, puede
generar gran cantidad de empleos directos e indirectos, permitirá el
crecimiento económico de la zona y ahorrará a la nación una fuga de
divisas al exterior por concepto de compra de Olefinas para la producción
de detergentes
116
RECOMENDACIONES.
Basado en las conclusiones y para mejorar el diseño y la simulación de la planta
se recomienda:
Modelar el reactor considerando las caídas de presión.
Proponer e incluir una cinética en fase gaseosa para estudiar el
comportamiento de esta fase a lo largo del reactor y evaluar su impacto en las
diferentes variables de diseño.
Incorporar en la simulación la fase a la regeneración del catalizador en mayor
detalle debido a que es una variable de gran importancia en la evaluación
económica de la planta.
Aumentar la precisión en la estimación de los costos incluyendo otro tipo de
variables que pudiesen ser de gran peso.
117
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124
ANEXOS
Distribución de la Producción a nivel mundial.
La producción mundial de LAB (Lineal aquil bencenos) en para el año 2003 se
distribuía de la siguiente manera el 5 % es producido por la ruta de alquilación con
HF y olefinas, 10 % de la producción se llevaba es producida a través del proceso
que utiliza el catalizador de Trietilo de aluminio, el 11 % con catalizador sólido
denominado Detal y el 75 % mediante la alquilación de parafinas lineales con HF
como catalizador. Para el año 2003 la capacidad de producción mundial de este
producto se ubicaba en 2924 toneladas métricas, pero la disponibilidad de la
materia prima para llevar a cabo estos procesos es cada vez más escasa y
costosa. PERP Report 2003.
HF Paraffins74%
ALCl3 Paraffins10%
Solid Catalyst Detal11%
HF Olefins5%
Figura A.1. Producción mundial de Lineal Alquil bencenos según el proceso utilizado.
Es por eso que la necesidad de nuevas tecnologías que permitan la utilización de
corrientes de cortes pesados y de destilados con un menor valor comercial es
125 cada vez más urgente en un mundo donde el costo de la energía aumenta a un
ritmo acelerado impulsado por los altos precios del petróleo y por el crecimiento de
pequeñas economías que hoy en día se están haciendo sentir.
Figura A.2. Visión Global de plantas de conversión GTL operando y bajo discusión para diciembre del 2003.
Estas nuevas plantas en discusión podrían añadir más de un millón de barriles por
día de productos derivados de petróleo dentro de 10 a 15 años. Algunos
investigadores creen que es de suma importancia que se analice cuidadosamente
la rentabilidad técnica de estas nuevas tecnologías y que se tomen en cuenta la
inmensa ventaja de sus productos que en un futuro se convertirán en un negocio
rentable y seguro.
126 Balance de Masa y Energía Global de la Planta.
Figura A.3. Esquema de la planta considerado para el balance de masa y energía
En la Figura A.3 se muestra el esquema de la planta considerado para el balance
de masa y energía. Observamos dos reactores R1 y R2, estos reactores operan
alternativamente durante el proceso de producción de olefinas, mientras unos de
los reactores esta operando el otro esta regenerando el catalizador usado, para
este proceso es necesario el uso de accesorios adicionales para realizar el by –
pass.
A continuación se describen la corriente 1,22, 23 y la 24 los resultados detallados
para el resto de las corrientes se resumen en las Tablas A.1 a la A.4:
Corriente Nº 1.
Esta corriente entrará al horno para llegar a la temperatura de reacción y
mezclarse con el resto de los compuestos en la entrada del reactor.
Temperatura de Entrada: 298 K
Presión: 50 atm.
Flujo total de entrada: 402,97 Kmol/h
Cp de la Mezcla: 106,49 Kcal/Kmol K
127 Composición molar de la Mezcla: Parafina: 0.9926; Olefinas: 0.0030; Benceno:
0,0000; Hidrógeno: 0.0010; Componentes Ligeros: 0.0002; Azufre: 0.0004; Otros:
0.0032.
Corriente Nº 22.
Proveniente de la corriente de fondo de la Refinería de San Roque entra al reactor
con las siguientes características:
Temperatura de Entrada: 298 K
Presión: 1 atm.
Flujo total de entrada: 513,01 Kmol/h
Cp de la Mezcla: 83,65 Kcal/Kmol K
Composición molar de la Mezcla: Parafina: 0.7800; Olefinas: 0.0023; Benceno:
0,0000; Hidrógeno: 0.2144; Componentes Ligeros: 0.0002; Azufre: 0.0004; Otros:
0.0025.
Corriente 24:
Es una corriente retira el exceso de hidrógeno que se produce en la planta
disponiéndolo para la venta, esta corriente posee las siguientes características:
Temperatura: 431 K
Presión: 50 atm.
Flujo total de entrada: 209,01 Kmol/h
Cp de la Mezcla: 3,88 Kcal/Kmol K
Composición: Hidrógeno: 1
Corriente 25.
Esta corriente alimenta al reactor de HDS, en el cual se transforma el azufre
(mercaptanos) y se transforma a H2S, esta corriente posee las siguientes
características:
Temperatura: 431 K
Presión: 50 atm.
Flujo total de entrada: 110.22 Kmol/h
Cp de la Mezcla: 3,88 Kcal/Kmol K
Composición: Hidrógeno: 1
128 Resumen del Balance de Masa y energía en cada una de las secciones de la planta.
Corriente 1 2 3 4 5 6 T (K) 298,00 373,15 461,00 436,02 410,00 407,52
P(atm) 50,00 1,00 50,00 50,00 50,00 50,00 Flujo(Kmol/h) 402,97 110,22 80,00 225,00 707,57 929,92
Cp (KCal/Kmol K) 106,49 4,00 3,88 31,53 71,11 54,07 Calor (KCal/h) 0,00 33104,82 50606,89 979254,22 5635707,03 5506863,84
Parafina (Com. Molar) 0,9926 0,0000 0,0000 0,0000 0,5653 0,1934 Olefina (Com. Molar) 0,0030 0,0000 0,0000 0,0000 0,0017 0,2358
Benceno (Comp. Molar)
0,0000 0,0000 0,0000 1,0000 0,3180 0,2419
H2 (Comp. Molar) 0,0010 0,9980 1,0000 0,0000 0,1131 0,3176 Ligeros (Comp. Molar) 0,0002 0,0000 0,0000 0,0000 0,0001 0,0007
H2S (Comp. Molar) 0,0000 0,0020 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Otros (Comp. Molar) 0,0032 0,0000 0,0000 0,0000 0,0018 0,0106
Total 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000
Tabla A. 1. Balance de masa y energía en la sección 1 a 6 de la planta.
Corriente 7 8 9 10 11 12
T (K) 360,00 360,00 436,02 432,13 475,98 486,87 P(atm) 10,00 10,00 10,00 1,00 1,00 1,00
Flujo(Kmol/h) 929,92 303,65 626,27 6,47 406,09 227,52 Cp (KCal/Kmol K) 54,07 5,14 77,80 1,06 66,98 36,33
Calor (KCal/h) -2389470,
36
0,00 3703722,40 -16730,31 1091196,05 89285,87
Parafina (Com. Molar)
0,1934 0,0003 0,2864 0,0000 0,4426 0,0079
Olefina (Com. Molar) 0,2358 0,0004 0,3493 0,0000 0,5397 0,9633 Benceno (Comp.
Molar) 0,2419 0,0415 0,3384 0,0000 0,0000 0,0000
H2 (Comp. Molar) 0,3176 0,9560 0,0100 0,9672 0,0000 0,0000 Ligeros (Comp.
Molar) 0,0007 0,0015 0,0003 0,0328 0,0000 0,0000
H2S (Comp. Molar) 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Otros (Comp. Molar) 0,0106 0,0002 0,0156 0,0000 0,0177 0,0288
Total 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000
Tabla A. 2. Balance de masa y energía en la sección 7 a 12 de la planta.
129
Corriente 13 14 15 16 17 18 T (K) 460,32 432,13 294,04 225,00 298,00 431,00
P(atm) 1,00 1,00 1,00 10,00 4,00 50,00 Flujo(Kmol/h) 178,57 213,71 20,66 13,70 399,57 399,57
Cp (KCal/Kmol K) 31,70 31,62 61,86 31,04 3,88 3,88 Calor (KCal/h) 67430,72 -26286,45 -5057,76 -54835,21 0,00 206240,62 Parafina (Com.
Molar) 0,9532 0,0000 0,0044 0,0066 0,0000 0,0000
Olefina (Com. Molar)
0,0117 0,0000 0,0060 0,0090 0,0000 0,0000
Benceno (Comp. Molar)
0,0000 0,9950 0,6053 0,9131 0,0000 0,0000
H2 (Comp. Molar) 0,0000 0,0000 0,3117 0,0134 1,0000 1,0000 Ligeros (Comp.
Molar) 0,0000 0,0000 0,0321 0,0046 0,0000 0,0000
H2S (Comp. Molar) 0,0000 0,0000 0,0053 0,0000 0,0000 0,0000 Otros (Comp.
Molar) 0,0351 0,0050 0,0353 0,0533 0,0000 0,0000
Total 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000
Tabla A. 3. Balance de masa y energía en la sección 13 a 18 de la planta.
Corriente 19 20 21 22 23 24 25 26 T (K) 431,00 298,00 225,00 298,00 298,00 431,00 431,00 298,00
P(atm) 50,00 1,00 10,00 1,00 1,00 50,00 50,00 1 Flujo(Kmol/h) 319,57 12,37 289,95 402,79 513,01 209,35 110,22 402,97
Cp (KCal/Kmol K) 3,88 31,53 31,04 106,54 83,65 3,88 3,88 106,49 Calor (KCal/h) 0,00 0,00 -1,2E-6 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Parafina (Com.
Molar) 0,0000 0,0000 0,0000 0,9931 0,7797 0,0000 0,0000 0,9926
Olefina (Com. Molar)
0,0000 0,0000 0,0000 0,0030 0,0023 0,0000 0,0000 0,0030
Benceno (Comp. Molar)
0,0000 1,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000
H2 (Comp. Molar) 1,0000 0,0000 0,9987 0,0000 0,2144 1,0000 1,0000 0,0010 Ligeros (Comp.
Molar) 0,0000 0,0000 0,0013 0,0002 0,0002 0,0000 0,0000 0,0002
H2S (Comp. Molar) 0,0000 0,0000 0,0000 0,0005 0,0004 0,0000 0,0000 0,0000 Otros (Comp. Molar) 0,0000 0,0000 0,0000 0,0032 0,0025 0,0000 0,0000 0,0032
Total 1,0000 1,0000 1,0000 1,0000 0,9996 1,0000 1,0000 1,0000
Tabla A.4. Balance de masa y energía en la sección 19 a 25de la planta.
130 Cálculos detallados: Separador de Gases ligeros y Parafinas pesadas: Alimentación Kmol/h: F-Ligeros F-nC12 F-nC12O F-C12-IO Ft-CO F-Bz F-H2 0,617 199,84 200,57 5,12 1,74 224,9 421,22
Fracción a Vaporizar (Flujos Kmol/h):
400.004.1054
617.022.4212=
+=
+=
TotalFlujoLigerosHFlujof
Temperatura de Operación del Separador 1 (Debe estar entre 350 y 363 K). Y la
presión de operación debe estar comprendida entre 5 y 10 Bar.
Para este caso se seleccionó 350 y 10 bar de presión.
Y a estas condiciones se haya las composiciones de la corriente de vapor y de
líquido con las siguientes correlaciones:
El tanteo se comienza con el 80% de la fracción vaporizada y se va aumentando
hasta que la sumatoria de la composición en la fase líquida sea igual a 1 con un
error <= 1%.
1)1(32,01)129,95(32,0399,0
1)1122,0(32,0213,0
1)11064,6(32,01099,5
1)11028,2(32,01065,1
1)11096,1(32,01085,4
1)1119,0(32,01002,1
1)11078,9(32,0102,3
1)11062,1(32,0190,0
1)11003,1(32,0189,01
2
5
3
3
3
3
3
2
6
33
+−⋅+
+−⋅
++−⋅
++−×⋅
×
++−×⋅
×+
+−×⋅×
++−⋅
×+
+−×⋅×
+
+−×⋅+
+−×⋅==
−
−
−
−
−
−
−
−
−
−−∑
i
Bi
KsCraqueaodo
x
131 Nota: los craqueados se colocan en la ecuación por separado solo que para
efectos de espacio y tiempo en la ecuación se coloca craqueados con su
respectivo denominador en forma general
Luego de varios tanteos en donde lo que se va aumentando es la fracción
vaporizada tenemos:
0054,1=∑ BixRepresentando un error del 0,54 % menor al 1% con una
fracción vaporizada de:
f = 0.414
Una vez cumplida la correlación anterior se calcula la composición de la fase
gaseosa con un balance de masa en el tomando alimentación, tope y fondo en el
separador dado:
VLiXiFsiY ⋅−
=)()()(
Donde:
Y (i) es la composición en el tope (fase gaseosa) del componente (i)
X (i): es la composición en el fondo (fase líquida) del componente (i)
L: Flujo de líquido en el fondo
V: Flujo de vapor en el fondo.
Para el cálculo de la presión de vapor del hidrógeno se utiliza la correlación de
Antoine:
CTBA+
−=10log
Siendo sus constantes (WSIT-4 Vapor Presure – Arev B26):
A = 6.04386
B = 66.507
C = 274.63
Donde la temperatura esta en ºC, la presión calculada en mmHg.
132 Densidad del la mezcla de Vapor:
VTRZP 1
=⋅⋅
=ρ
[ ( ) ( ) (
( ) ]83
21
0073,0097,00121,0
5,01385,046,033,0073,01445,0Pr1
−−
−−
⋅⋅−⋅⋅+−
−⋅⋅+−⋅⋅−−⋅+⋅+=
TrTr
TrTrTr
Z
ωω
ωωω )
( )icimezclar TTyT ,, /∑=
( )icimezclar PPyP ,, /∑=
( )iimezcla y ωω ∑=
Calculo: En nuestro caso:
642,7, =mezclarT
650,3, =mezclarP
1998,0−=mezclaω
133
[ ( ) ( )
( )
( ) ]83
2
1
)642,7()1998,0(0073,0)642,7()1998,0(097,00121,0
)642,7()1998,0(5,01385,0
)642,7()1998,0(46,033,0)1998,0(073,01445,0642,765,31
−−
−
−
⋅−⋅−⋅−⋅+−
−⋅−⋅+
−⋅−⋅−−−⋅+⋅+=Z
036,1=Z
ltsmol
V2854,01
40708314,0036,110
==⋅⋅
=ρ
381,1897,632854.0mKg
ltsgr
molgr
ltsmol
==×=ρ
Densidad del Líquido:
Se utilizó el método de Raquett (Perry, 2002).
( )nramZ
MmPpcTpcR
m ⋅⋅
=ρ
1
∑ ⋅= ZraiXiZram
( )[ ]72
11 mTrn −+=
ρm: Densidad de la mezcla Líquida en Kg/m3.
Zam: Parámetro de Rackett para la Mezcla.
Mm: Peso Molecular de la Mezcla.
Ppc: Presión Pseudo critica
Tr: Temperatura Pseudo crítica (Bar)
T: Temperatura (K)
Trm: Temperatura reducida.
R: constante de los gases (0.08314 bar m3 / kmol K)
134
2547,0=Zram
6539,0=mTr
( )[ ] 7384,16539,011 72
=−+=n
( ) ( ) 738,12547,09,136912,2938,62308314,01
⋅⋅
=⋅
⋅= n
ramZMmPcm
TcmRmρ
321,851mKgm =ρ
se utilizó la ecuación de diseño para separadores que usa la velocidad del gas:
ερρ *1)/(* −= vlg ku
donde k es 0,0305 para separadores no empacados usando unidades de m/s para
la velocidad y una eficiencia de 75%. Luego conocido el flujo de vapor que maneja
el separador por el balance de masa del sistema, con la definición de flujo de
vapor se obtiene el diámetro del separador:
4/2DuF vgv πρ=
Para calcular la longitud, se consideró una relación L/D está entre 2,5 y 5 con
un óptimo de 3.
smug /1521,075,0*1)099,18/21,851(*0305,0 =−=
Conocido el Flujo de vapor Fv en Kg. /s que para este caso es:
sKgFv /1416.0=
mvugFvD 25108,0
14,3*81,18*152,01416,0*4
14,34
==⋅⋅
⋅=
ρ
Altura:
135 Conocida la relación L/D = 3
mmDL 753,025108,0*33* ===
Para la fraccionadora de Parafina se toma como componentes claves:
Clave liviano: Las Olefinas
Clave Pesado: Parafinas
y se utiliza la siguiente correlación:
El número mínimo de etapas ideales se calcula a partir del a ecuación de Fenske:
1log
log−
⋅⋅
=ij
DjBi
BjDi
mim
xxxx
Nα
Para el cálculo de las volatilidades relativas hace falta conocer la temperatura de
rocío y la de burbuja.
Para dichos cálculos se el método de bisección con puntos extremos temperatura
de ebullición de Parafina y olefinas cuales son: 490K y 480K, utilizando la
siguiente correlación:
Para la T rocío:
Para To = 480
9380,010*29,410*29,4
184,110*257,1
8607,04924,0
804,04906,01 3
32
=+++== −
−−
∑ KiXi
Pata To = 490
19.110*29,410*29,4
492,110*257,1
096,14924,0
027,14906,01 3
32
=+++== −
−−
∑ KiXi
Por lo que la temperatura de rocío da un valor de 487,6 K con un error del 0.7 %
y para la temperatura de burbuja:
∑ =⋅ 1KiXi
Para 490 K
136
∑ =⋅+⋅+⋅+⋅=⋅ −−− 069,110*29,410*29,4492,110*257,1096,14924,0027,14906,0 332KiXi
Para 480 K
∑ =⋅+⋅+⋅+⋅=⋅ −−− 838,010*29,410*29,4184,110*257,1860,04924,0804,04906,0 332KiXi
obteniendo un valor de: 487,99K con un error de 0.46 %
Similar procedimiento para la temperatura de destilación súbita: 487,53 K
Calculo de las Volatilidades relativas de la alimentación:
0681298,1)(º)(º
==ParafinaTdestPOlefinaTdestP
Fijα
Volatilidad relativa en el tope
068195,1)(º)(º
==ParafinaTrocíoPOlefinaTrocíoP
Dijα
Volatilidad Relativa en el fondo
0000,1)(º)(º
==olefinaTburbujaPOlefinaTburbujaP
Dijα
Promedio:
04494,13 == BijiDijiFijiHij αααα
Flujo en el Destilado:
Para este caso se desea fraccionar con una pureza del 99%
Flujo total en el destilado: 204,97 Kmol/h
Flujo total en el fondo: 202,32 Kmol/h
Fracción en el destilado de Olefinas:
9687,097,204
99,057,200=
⋅=DiX
Fracción en el fondo de olefinas:
( ) 009136,097,204
99,0157,200=
−⋅=BiX
137 Fracción en el destilado de parafina:
( ) 00975,097,204
99,0184,199=
−⋅=DjX
Fracción en el fondo de parafina:
( ) 9778,097,204
99,084,199=
⋅=DjX
21006.6log −= xijα
189100606,0
00975,000991,09778,09687,0log
=−⋅⋅
=mimN
2111210 =+=mimN
para determinar el plato de la alimentación se utiliza la Ecuación de Kirkbide.
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅⋅=⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛2
206.0Dcp
Bcl
Fcl
Fcp
xx
xx
DBLn
pmLn
⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅⋅
=⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
2
206.0Dcp
Bcl
Fcl
Fcp
xx
xx
DBLn
epm
00212.00097.00099.0
4924.04906.0
205201206.0206.0
22
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛⋅⋅=
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⋅⋅ Ln
xx
xx
DBLn
Dcp
Bcl
Fcl
Fcp
exp(0.00212) = 1,002124
Nmim= m+ p = 210
m = 210/(1+1.002124) = 105
Dimensionamiento: Etapas Reales:
( ) 226.0
3.50µα ⋅
=Fij
Eo
138
EoNiNreal =
( ) ( )6508.0
2993,0*06812,13,503.50
226,0226.0 ==⋅
=µαFij
Eo
2906508,0189
===EoNiNreal Platos reales
Bomba Centrifuga.
El trabajo de la bomba se estima con la siguiente correlación donde:
H: cabezal de la bomba en Pa
Q: caudal volumétrico en m3/h.
ε: Eficiencia de la bomba.
Trabajo de la bomba en Kw.
La eficiencia de la bomba para el caudal disponible de parafinas 6000 BPD
equivalente a 175 gpm es de 45 % y para 300 gpm la eficiencia es de 62 %
610599,3 ⋅⋅⋅
=ε
QHkW
Calculo de la bomba centrifuga para el flujo de parafina.
400Kmol/h
hm
Barrilm
Kmolm
hKmol e 33
6,911158987.0
24229.0400 =××
incluye el porcentaje no convertido que
se recircula al reactor
H: 60 atm = 60*101325 = 6079500 Pa
Eficiencia: Para este caudal es aproximadamente 75 %
KWQHkW 3.20610599,3*75.0
6,91*607950010599,3 66 =
⋅=
⋅⋅⋅
=ε
139
Compresor de H2.
El compresor de reciclo se calculara como un compresor multi etapas, para el cual
se maneja una relación compresión (Pout/Pin) < 3. Se determinó el trabajo realizado
para el cambio de presión requerido y el aumento en la temperatura según las
siguientes correlaciones:
ε
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡−⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
⋅−⋅⋅
=
−
1
1000)1(.
/)1( kk
in
out
inc
PP
kTRQkkW
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛−⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛+=
−
1/11/)1( kk
in
outinout P
PTT ε
vp CCk /= .
vp CCR −=
Donde:
Trabajo del Compresor: KW
Caudal de gas Q1: Kg/s
R: 8314/PM (J/Kg K)
Se asumió ε igual a 0,75 ya que la referencia indica que para compresores
con succiones entre 2,83 y 47,2 m3/s la eficiencia suele ser de 76-78%.
Primero Calculamos en número de etapas:
3)4log(
)1/60log()log(
)/log(º ===compresióndeFactor
PinPoutetapasN
Flujo de H2 = 421,22 Kmol/h
K = 1.456
140 k/(k – 1) = 3,162
( )[ ] kWPP
kTRQkkW
kk
in
out
inc 48,675
75,013
1000
30083143600421162,3.1
1000)1(. 3131,0
/)1(
=−
⋅
⋅⋅⎟⎠⎞
⎜⎝⎛
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡−⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
⋅−⋅⋅
=
−
εTrabajo total:
Nº etapas x Trabajo por etapas = 3 x 675,48 = 2026,44 kW
Horno o Calentador:
En este equipo el calor necesario se generará a partir de la combustión de
parafina además de la corriente de purga de compuestos ligeros.
Balance de Masa:
me: flujo másico de reactivos que entrada al Horno
ms: flujo másico de combustible a quemar
Qg: Calor generado en el horno
Qa: Calor absorbido por los reactivos
A: área de contacto ft2.
h: coeficiente de transferencia de calor ( FfthBtu º/4,1 2⋅⋅ ) ∆T: Variación de la temperatura de entrada y salida del fluido
para nuestro caso se supondrá que se dispone de tubos de 200 ft de largo.
me = ms
Balance de Energía:
Qg = Qa
TAhQa ∆⋅⋅=
combs HmQg ∆⋅=
141
OHCOOHC 2222612 13122
37+→+
)º13º12(º2
37º2222612 OHCOOHCcomb HfHfHfHfH ⋅+⋅−⋅+=∆
)771.57(13)993.93(12(02
375195.69 −⋅+−⋅−⋅+−=∆ combH
)023.75191.1127(5195.69 −−−−=∆ combH
molKcalH comb /413.1809=∆
TAhHm combs ∆⋅⋅=∆⋅
combs H
TAhm∆
∆⋅⋅=
Cálculo de Costos de Equipos. (Chemical Process Equipment – Selection and Design 1981)
Compresor.
Costo: 61,0)(96,51000 HPC ⋅⋅= $, 100<HP<20000
$69,534513)34.1*1185(96,51000 61,0 =⋅⋅=C Nota: EL 1000 y el 1,34 es para llevar de K$ a $ y de Kw a HP.
Bomba: Tipo: Centrifuga
142
Material Factor de Costo FM
Cast steel 1.35
304 or 316 fittings 1.15
Stainless steel, 304 2.00
Cast Gould‘s alloy no. 2.00
Nickel 3.50
Monel 3.30
IS0 B 4.95
IS0 c 4.60
Titanium 9.70
Hastelloy C 2.95
Ductile iron 1.15
Bronze 1.90
Tabla A.5. Valor del Factor de costo FM. para la bomba centrifuga.
Tipo b1 b2 b3
One-stage, 1750 rpm, VSC 5.1029 -1.2217 0.0771
One-stage, 3550 rpm, HSC 0.0632 0.2744 -0.0253
One-stage, 1750 rpm, HSC 2.0290 -0.2371 0.0102
Two-stage, 3550 rpm, HSC 13.7321 -2.8304 0.1542
Tabla A.6. Valores de las constantes b1, b2, b3 para la bomba centrifuga.
En $:
bTM CFFC ⋅⋅=
( )[ ]2)(0519,0(6019,08833,855,1 HLnQHQLnb eC ⋅⋅+⋅−⋅=
Q en gpm, H en ft.
143
( ) ( ) ⎟⎠⎞⎜
⎝⎛ ⋅+⋅+
=2
321 HLnQbHLnQbb
T eF
Presión de Descarga en ft: ft
mft
atmmatm 2034
305.1
134.1060 =⋅
Caudal en gpm: gpm
ltsgal
mlts
Kmolmh
hKmol 34.403
7854,31
11000229.0
min601400 3
3
=⋅⋅⋅⋅
( )[ ]2)203434.403(0519,0203434.403(6019,08833,855,1 ⋅⋅+⋅−⋅= LnLnb eC
Cb = 2180.32 $
( ) ( ) ⎟⎠⎞⎜
⎝⎛ ⋅+⋅+
=2
321 HLnQbHLnQbb
T eF
FT = 3,71
FM = 2.
Costo: $56,1617932,218071,32 =⋅⋅
Horno Calentador.
Tipo Caja:
( ) 86,01 QffkC pd ⋅++⋅= 20<Q<200 MBTU/hr
( ) $09,12433)968,37,155(1.00145 86,0 =⋅⋅++⋅=C Material del Tubo k
Carbon steel 25.5
CrMo steel 33.8
Stainless 45.0
Tabla A.7. Valores de factor K para el calculo del costo del Horno.
144
Tipo de Diseño fd
Process heater 0
Pyrolysis 0.10
Reformer 0.35
Tabla A.8. Valores de factor fd para el calculo del costo del Horno.
Presión de Diseño (psi) fp
Up to 500 0
1000 0.1
1500 0.15
Tabla A.9. Valores de factor fp para el calculo del costo del Horno.
Evaporador Flash.
Costo:
abM CCFC +⋅=
( )2)(04576.0)(2889.01.9 LnWWLnb eC ⋅+⋅−=
5000 < W<226000 lbs.
7068.07396.0246 LDCa ⋅⋅= 6<D<10 ft 12<L<20 ft
145
Material Factor de Costo
Acero 304 1.7
Acero 316 2.1
Tabla A.10. Valor del Factor de costo para el separador Flash.
Cálculo del Espesor y peso de la Fraccionadora (Esta ecuación también se utilizó
para el resto de los equipos):
Norma ANSI B 31.4.
SDPt
⋅⋅
=2
donde:
t : espesor (in)
P: presión de diseño (psi)
D: diámetro exterior (in)
S: esfuerzo permisible del material (psi)
Adicionar al espesor t, 0.125 in por efecto de corrosión 125.0+= ttc
Agregar el 12,5% de tolerancia de fabricación 125.1⋅= tcte
Para nuestro caso se diseñará el reactor con una tubería tipo API 5L grado A
la cual posee un esfuerzo máximo permisible de 30000 psi para 298 K
Diámetro del Flash: 0.79 m
Presión: 5 bar.
Densidad de la Aleación 304: 8300Kg/m3.
inSDPt 03935.0
3000020254.079,07.14033.15
2=
⋅÷⋅⋅⋅
=⋅⋅
=
1643.0125.003935.0 =+=tc
inte 18448.0125.11643.0 =⋅=
146 Cálculo del Peso del Flash.
Volumen de carcasa más dos tapas: ( ) teDehDiDe ⋅⋅+⋅− 222
24ππ
Peso:ρ
Volumen
Peso:42,41 lbs
( ) 96,57662)2.42(04576.0)2.42(2889.01.9 == ⋅+⋅− LnLn
b eC
( ) ( ) 28996.165,0246 7068.07396.0 =⋅⋅=aC
FM:1,7
$1009266,28996,57667,1 =+⋅=C
Fraccionadora de Benceno. Costo:
14321 patbt CCfffNCfC +⋅⋅⋅⋅+⋅=
( ))/()/(0158,0)(02488,01478,0123,7 2 TpTbLndlLnWLnWb eC ⋅⋅+⋅+⋅+=
24700009020 << W
8016,06332,01 9.204 LDCp ⋅⋅=
2<D<24 y 57<L<170 ft
)*1739.0(8.375 Dat eC =
( )Nf0414,1
25,24 =
Cuando el número de etapas N es menor a 20, si N >20
f4 = 1
Tb es el espesor de la carcasa en el fondo y Tp es el espesor requerido para
operar a la presión de diseño, D es el diámetro de la carcasa, L es la longitud de la
carcasa.
147
Material F1 f2
Stainless steel, 304 1.7 1.189+0.05770*D
Stainless steel, 316 2.1 1.401 + 0.07240*D
Carpenter 2OCB-3 3.2 1.525 + 0.07880*D
Nickel-200 5.4 -
Monel-400 3.6 2.306 + 0.1 120D
Inconel-600 3.9 -
Tabla A.11. Valores de los Factores F1 y F2 para el calculo del costo de la Fraccionadoras
Tipo de Válvula f3
Valve 1.
Grid 0.80
Bubble cap 1.59
Sieve (with dowconer 0.85
Tabla A.12. Valores del Factor F3 para el calculo del costo de la Fraccionadoras
Peso Calculado: 3638 lbs.
( ))02.1()35.10(0158,0)3638(02488,036381478,0123,7 2 LnLnLnb eC ⋅⋅+⋅+⋅+=
87,22297=bC
( ) ( ) 78,2506622,5644,59.204 8016,06332,01 =⋅⋅=pC
92,9698.375 )*1739.0( == Dat eC
78,1596892,969185,08,128222977,1 +⋅⋅⋅⋅+⋅=tC
148
$15,095.222=tC
Reactor.
El cálculo del espesor del reactor se realiza a partir de las normas ANSI haciendo
la similitud de un reactor flujo pistón con una tubería.
Norma ANSI B 31.4.
SDPt
⋅⋅
=2
donde:
t : espesor del reactor (in)
P: presión de diseño (psi)
D: diámetro exterior (in)
S: esfuerzo permisible del material de la tubería (psi)
Adicionar al espesor t, 0.125 in por efecto de corrosión 125.0+= ttc
Agregar el 12,5% de tolerancia de fabricación 125.1⋅= tcte
Para nuestro caso se diseñará el reactor con una tubería tipo API 5L grado A
la cual posee un esfuerzo máximo permisible de 14.500 psi para 573 K y un
máximo de operación de 616 K.
Costo:
Sin tomar en cuenta la disposición del catalizador y accesorios utilizados para
evitar el movimiento del catalizador.
FM: 3.9 para una aleación Inconel 600
Peso Calculado: 36442,42 lbs
Espesor 3,45 cm.
( ) 25.671062)4,36442(04576.0)4,36442(2889.01.9 == ⋅+⋅− LnLn
b eC75,2193)7()3(246 7068.07396.0 =⋅⋅=aC
149
263907219367106*9.3 =+=+⋅= abM CCFC
Material Factor de Costo (FM)
Acero 304 1.7
Acero 316 2.1
Inconel 600 3.9
Tabla A.13. Valores de factor fm para el calculo del costo del Reactor.
Determinación de los Controles en el Reactor. Resistencia del transporte de materia a través de la película:
0125.06
*,
, =− p
sa
obsA dkC
r
donde:
obsAr ,− : 51.94 [mol/s*m3 catal.] Calculada como: )/()( 11,, −− −− jjjAjA VVFF
ks: 0,58 [m3/s*m2 catal.]
dp: 0,003 [m]
Ca,: 3,27 [mol/l3]
Control por parte de la resistencia a la difusión en los poros
109,232
, =−
ae
cobsA
CDLr
donde:
Lc: 0.001 m
Deff:2,85*10-9. [m2/s]
La resistencia a la transferencia de calor en la película
150
Se determina como:
Kh
HrLTTT robsA
sbultopelicula 96,1))((
)( , −=∆−−
=−=∆
donde:
h: 800 (Cal/s m2 K)
-∆Hr: - 30184 Cal/mol
Correlaciones Termodinámicas para la solubilidad de Hidrógeno y la fracción vaporizada de cada componente.
Figura A.4. Correlación para la Fracción Vaporizada del Benceno Metil Ciclo Hexano y Ciclo Hexano, para una conversión X1 = 0,5. (En presencia de ligeros).
TPj
TPi
ThPg
TPf
TePd
TcPbaclBMCCFv
2
233
22 ⋅
+⋅
++⋅+⋅
++⋅++⋅+=⋅−
a -13,25479521 b 0,069264216 c 19504,82421 d -0,000310261 e -8776646,763 f -49,95069549
151 g -1,79428E-07 h 1300302522 i 6566,392924 j 0,16828098
Figura A.5. Correlación para la Fracción Vaporizada para las Iso Parafinas, para una conversión X1 = 0,5. (En presencia de ligeros).
2
23
32
2 PTj
PTiTh
Pg
PTfTe
PdTc
PbaclFvIsoP ⋅
+⋅
+⋅++⋅
+⋅++⋅++=⋅
Constante Valor
a -15,28435134 b 97,38987759 c 0,0944595 d 67,62538064 e -0,000192515 f -0,462500938 g -80,15747109 h 1,29372E-07 i 0,000543799 j -0,115181999
152
Figura A.6.Correlación para la Fracción Vaporizada para los Ligeros.
TPLnjTPLniThPLngTPLnfTePLndTcPLnbaFvLigeros
⋅⋅+⋅⋅+⋅+⋅+
+⋅⋅+⋅+⋅+⋅+⋅+=2233
22
)()()()()()(
Donde: Constante Valor
a -0,276244681 b -1,480144327 c 0,013763643 d 0,273925463 e -3,287E-05 f 0,002629392 g -0,007553311 h 2,06867E-08 i 7,17234E-07 j -0,000550071
153
Figura A.7. Correlación de la solubilidad de hidrógeno si tomar en cuenta los ligeros
TjPiPThTgPfTPeTdPcTbPaY 223322 +++++++++= Variable Valor
a -0,2022370235 b 0,007630160613 c 0,0008909912598 d -2,695680508E-006 e -9,562392557E-007 f -3,415028282E-005 g -9,959839678E-009 h -5,78510193E-011 i 4,458101263E-008 j 7,319623666E-009
154
Figura A.8.Correlación para la solubilidad de hidrógeno tomando en cuenta los ligeros.
TjPiPThTgPfPTeTdPcTbaY 223322 +++++++++= Variable Valor a -0,009791847511 b 0,005498225307 c -0,0002300657893 d -2,162456162E-006 e 1,148790202E-006 f -2,35007255E-005 g 4,330914712E-008 h -1,322664616E-009 i 2,874865438E-008 j 2,517125772E-009
155
Manual del Programa.
Esta sección muestra el esquema del programa diseñada en la aplicación de
Microsoft Office Excel ®, utilizando macros de Visual Basic. La decisión de utilizar
este medio de cálculo se debió al amplio uso y conocimiento que poseen muchas
personas a cerca de esta herramienta, además de que muchos usuarios al estar
familiarizados con este lo podrán adaptar a su conveniencia.
Figura A.9. Input 1. Hoja de Ingresos de datos cinéticos y estequiometría de cada una de las reacciones en fase líquida.
La primera ventana que se observará en el programa es la mostrada en la Figura
A.9. En esta ventana se ingresan los datos de cinéticos, termodinámicos de cada
una de las reacciones así como su estequiometría, también se ingresan las
constantes de adsorción del catalizador, todo esto para la fase líquida.
156 Una vez ingresados estos datos el usuario pulsa el Botón “Continuar” y una vez
presionado este se muestra un mensaje de seguridad al usuario preguntándole si
esta seguro de haber introducido todos los datos correctamente; si es así, se
mostrará la siguiente hoja de ingreso de datos, tal como se muestra en la Figura
A.10.
Figura A.10. Input 2. Hoja de Ingresos de datos cinéticos y estequiometría de cada una de las reacciones en fase gaseosa.
En la Figura A.10, se ingresan los datos para la fase gaseosa, debido a que se
pueden tener cinéticas diferentes tanto para la fase líquida como para la fase
gaseosa. Una vez introducidos los datos se pulsa en botón “Continuar” y en caso
de que el usuario desee corregir algún dato introducido por error en la primera
hoja podrá pulsar el botón de “Inicio” que le mostrará la página inicial. Una vez
introducidos los datos para la fase gaseosa y pulsado el botón “Continuar” se
muestra la ventana de ingreso de datos del catalizador y algunas características
del reactor como se observa en la Figura A.14, en el caso del catalizador se
157 ingresan datos tales como la densidad, porosidad, conductividad térmica, entre
otros y para el caso del reactor se ingresa la temperatura máxima de operación,
presión de operación, factor de temperatura del material del reactor según las
normas API, esfuerzo máximo permisible del material del reactor para la
temperatura y presión máxima de operación. Como en los casos anteriores solo se
podrán ingresar datos en las casillas sombreadas o con el relleno de color gris, las
de color azul son calculadas por el programa o constantes para cualquier caso.
Figura A.11. Input 3. Hoja de Ingresos de datos del Catalizador y del Reactor.
158
Figura A.12. Input 4. Hoja de Ingresos de propiedades termodinámicas de cada uno de los compuestos que intervienen en las reacciones.
Una vez introducidos los datos del material del reactor y del catalizador el botón
“Continuar” mostrará la ventana de ingresos de datos de las propiedades
termodinámicas de cada uno de los compuestos que intervienen en las reacciones
así como también los flujos de entrada al reactor, entre las propiedades
termodinámicas que deberá ingresar el usuario tenemos la presión critica,
temperatura critica, volumen critico, volumen molar, temperatura normal de
ebullición y el costo de cada uno de los compuestos en dólares por Kmol.
159 La última ventana de ingreso de datos es la que observamos en la Figura A.16. En
esta ventana únicamente se ingresa la conversión a la cual se desea llegar en el
reactor y el periodo de tiempo, para el caso del periodo de tiempo, el programa
hace el cálculo solo para cuatro periodos de tiempo siendo el periodo 1 el tiempo
cero es decir cuando el catalizador esta totalmente nuevo, esto significa que el
tiempo total para el cual se hace la corrida del reactor es igual a tres veces el delta
tiempo en días.
Figura A.13. Input 5. Hoja de Ingreso de la conversión deseada y del periodo de tiempo para el cual se desea calcular el reactor.
Final mente mientras se muestra una ventana que nos indica el avance de los
cálculos como se observa en al Figura A.14.
160
Figura A.14. Hoja “Calculando”.
Cuando han terminado los cálculos se muestra una ventana que le permite al
usuario elegir cual de los resultados desea ver primero, ya sean los gráficos, el
balance de masa y energía de la planta, el dimensionamiento y costos de los
equipos, el flujo de caja o Economía del proceso, los cálculos en fase líquida y gas
y una vez que el usuario ha visto todos los resultados puede volver a hacer otra
corrida con otros datos si así lo desea.
Figura A.15. Resultados.
161
Figura A.16. Hoja de Graficas de los Resultados obtenidos en el reactor.
En la Figura A.16, se observan algunos de los Gráficos que podrá ver el usuario
una ver terminado el calculo del reactor, entre estos tenemos, los perfiles de flujo,
de temperatura, la actividad entre otros, tanto para la fase líquida como para la
fase gas.
162
Figura A.17.Resultados del Diseño de los equipos.
En la Figura A.17, se observan los resultados para el dimensionamiento de los
equipos, en esta Ventana también se podrán observar el costo de cada uno de los
equipos considerados para realizar el análisis económico.