DTI-CALOR-FINAL

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Universidad Autónoma de Nuevo León
Facultad de Ciencias Químicas
Ingeniería Química
REPORTE
Avance de PIA “PRODUCCIÓN DE HEPTENOS A PARTIR DE
PROPILENO Y BUTENOS”
Dra. Margarita Loredo Cansino
6° Semestre
Equipo:
Fátima Guerrero Galindo
1591742
Aranza Aketzalli Osorio Durán
1595107
Roberto Haziel Reséndiz Hernández
1588136
Aydeé García Galván
1693812
Viernes, 3 de junio de 2016. Cd. Universitaria, San Nicolás, N. L.
0
TABLA DE CONTENIDO
Tabla de contenido ........................................................................................................................... 1
Introducción ........................................................................................................................................... 2
Descripción del proceso ....................................................................................................................... 2
Diagrama de flujo.................................................................................................................................. 4
Datos disponibles ................................................................................................................................. 5
Metodología .......................................................................................................................................... 7
Materias Extras ................................................................................................................................... 11
Costos.................................................................................................................................................. 18
Impacto ambiental .............................................................................................................................. 21
Resultados y discusiones .................................................................................................................. 23
Conclusiones....................................................................................................................................... 25
Apéndices ............................................................................................................................................ 26
Código de programación ............................................................................................................... 32
Referencias ......................................................................................................................................... 33
1
PRODUCCIÓN DE HEPTENOS A PARTIR
DE PROPILENO Y BUTENOS
INTRODUCCIÓN
Los heptenos constituyen un corte de olefinas C7 fraccionadas de las gasolinas poliméricas que
se producen por polimerización de gases C3-C4 de refinerías.
La importancia de la obtención de los heptenos radica en su campo de uso en la industria, pues
sirven como compuesto de partida para plastificantes (ej. polietileno), agentes de mezcla de alto
octanaje de la gasolina, para la formación de gran diversidad de aldehídos, entre otros. El
propósito principal de este proyecto fue el diseño de los equipos necesarios para el proceso de
separación producido durante la producción de los heptenos y otros productos insaturados a
partir de una mezcla inicial de C3 (propileno) y C4 (buteno). Además se realiza una propuesta de
mejora, análisis de costos e impacto ambiental, entre otros puntos.
Debido a que el proceso cuanta con 3 torres de destilación y un reactor, los intercambiadores de
calor (IC) juegan un papel clave, ya que en este tipo de operaciones es necesario precalentar
antes de ingresar las corrientes, y a su vez condensarlas cuando salen de ella. Además, como
es bien sabido, la temperatura influye ampliamente en el rendimiento de la reacción, por lo que
mantenerla a las condiciones adecuadas es crucial.
Los IC realizan la función doble de calentar y enfriar dos fluidos, uno que fluye por dentro de
tubos, y otro por fuera de ellos. Por lo que el adecuado diseño y manejo de estos consigue
ahorros en costos energéticos y máximo aprovechamiento de la energía ya disponible en el
sistema, que así mismo conlleva a la reducción del impacto ambiental causado por desperdicio
de energía en el proceso.
DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
Dos corrientes (1 y 2) de alimentación líquida que contienen propileno y buteno y una corriente
de catalizador en suspensión con 1-hexeno se mezclan a una presión de aproximadamente 8
bar antes de ser enviados al reactor (corriente 3). El reactor consta de cinco secciones de mezcla,
2
con concentraciones similares en cada una de estas, donde las bombas de reflujo toman el
líquido de la sección donde se encuentren y lo descargan en el plato superior de la torre. La
eliminación de calor se logra través de intercambiadores de calor externos en cada etapa. El
efluente del reactor se precalienta (corriente 4) antes de ser alimentado a la primera de las tres
columnas de destilación. La primera columna (T-1201) separa los componentes sin reaccionar
de C3 y C4 del resto de los compuestos. El C3 se utiliza posteriormente como combustible
(corriente 7) y el C4 se envía a un tanque de almacenamiento de gas licuado de petróleo (GLP)
(Corriente 6). La segunda columna (T-1202) es alimentada con el producto de fondos de la
columna T1201, en esta se separa el producto 1-hexeno (corriente 10) de las demas sustancias
y lo envía fuera de la columna como producto. En la tercer columna (T-1203), alimentada con el
producto pesado de la columna T1202, se obtiene como principal producto el 1-hepteno
(corriente 13), el cual se extrae por la cabeza, mientras que el C8 y compuestos más pesados
se toman como el producto de fondos (corriente 14). El producto se procesa fuera del sitio para
eliminar el material pesado y para recuperar el catalizador gastado.
Reactor
Ya explicado el proceso, es necesario aclarar cómo es que se llevan a cabo las reacciones dentro
del reactor.
El proceso está basado en la co-dimerización catalítica de las olefinas C3 y C4 usando un
catalizador organometálico. El catalizador contiene un pequeño volumen de hexenos suspendido,
que se mezcla con las otras 2 corrientes de alimentación en el reactor. El volumen del catalizador
es pequeño comparado con otras corrientes que no se incluyeron en el balance de materia.
Las reacciones que se llevan a cabo son las siguientes:
C3H6 + C3H6  C6H12
1-hexeno
C3H6 + C4H8  C7H14
1-hepteno
C4H8 + C4H8  C8H16
1-octeno
C3H6 + 2C4H8  C11H22
1-undeceno
3
DIAGRAMA DE FLUJO
Figura 1. Producción de heptenos a partir de propileno y butenos.
[1]
Figura 1. Continuación. [1]
Intercambiadores de calor de
tubos concéntricos
Intercambiadores de calor de
coraza y tubos
4
DATOS DISPONIBLES
Nomenclatura
T
Temperatura (K)
Cp0
k
Coeficiente de transferencia de calor
(W/m2K)
CBM
ṁ
Flujo másico (kg/s)
Cp
Calos especifico (J/kg K)
Fp
FM
k
f
Conductividad térmica (W/mK)
Costo a condiciones base
Gasto mínimo por módulo de equipo
Factor de Presión
Factor de material
Factor de fricción de Moody
Letras Griegas
Área (m)
μ
Viscosidad
U
Coeficiente total de transferencia de
calor (W/m2K)
μs
Viscosidad del fluido pegado a la
pared del ducto
Q
Calor (W)
D
PT
Diámetro (m)
A
Rf
Re
ε
Espaciamiento (m)
Rugosidad absoluta
ρ
Densidad

Eficiencia
2
Factor de incrustación (m K/W)
Número de Reynolds
Subíndices
Numero de Nusselt
c,s
Lado de la coraza
Velocidad del fluido (m/s)
t
Lado de los tubos
Presión (Pa)
i
Entrada
Kf
Coeficiente de perdida por
accesorios (W/mK)
e
Salida
L
Largo (m)
Exterior
N
Número
o
int
Wp
Trabajo (J)
m
Condición a la pared
z
Altura (m)
Superficial
g
Gravedad (m/s2)
sup
ext
Nu
v
P
max
Interior
Exterior
C
Claro de tubos (m)
Máxima
B
Espaciado de deflectores (m)
T
Tubos
G
Velocidad másica de coraza (kg/s)
p
Pasos
n
Número de deflectores
H
Horquillas
R
Resistencia
h
Hidraulico
5
Tabla 1. Datos obtenidos del proceso. [1]
Corriente
1
2
3
4
5
6
7
T (ºC)
25
25
26
45
45
45
45
P (bar)
11.6
3
8
7.7
7.5
6.5
5
Fase
Líquida
Líquida
Líquida
Líquida
Líquida
Líquida
Gas
ṁ (ton/h)
3.15
9.29
12.44
12.44
3.68
6.66
0.13
Composición (kmol/h)
Propano
3.56
0
3.56
3.56
0.31
0.56
3.00
Propileno
71.06
0
71.06
0
0
0
0
i-Butano
0
29.44
29.44
29.44
16.19
29.28
0
n-Butano
0
34.41
34.41
34.41
18.65
33.72
0
i-Buteno
0
8.27
8.27
8.27
4.53
8.19
0
1-Buteno
0
90.95
90.95
44.94
24.61
44.49
0
1-Hexeno
0
0.14
0.14
21.21
0.12
0.21
0
1-Hepteno
0
0
0
26.53
0
0
0
1-Octeno
0
0
0
7.41
0
0
0
1-Undeceno
0
0
0
2.34
0
0
0
Corriente
8
9
10
11
12
13
14
T (ºC)
151
78
78
135
107
107
154
P (bar)
5.8
4.5
4.5
2.5
4
4.0
2.0
Fase
Líquida
Líquida
Líquida
Liquida
Líquida
Líquida
Líquida
ṁ (ton/h)
5.64
5.79
1.86
3.79
4.3
2.53
1.26
Composición (kmol/h)
Propano
0
0
0
0
0
0
0
Propileno
0
0
0
0
0
0
0
i-Butano
0.16
0.5
0.16
0
0
0
0
n-Butano
0.69
2.15
0.69
0
0
0
0
i-Buteno
0.08
0.25
0.08
0
0
0
0
1-Buteno
0.45
1.4
0.45
0
0
0
0
1-Hexeno
21
64.7
20.79
0.21
0.36
0.21
0
1-Hepteno
26.52
0.84
0.27
26.26
43.28
25.47
0.79
1-Octeno
7.41
0
0
7.41
0.14
0.08
7.33
1-Undeceno
2.34
0
0
2.34
0
0
2.34
6
Tabla 2. Datos obtenidos de literatura.
Datos
E-1202
E-1211
Agua
Mezcla
Agua
Mezcla
ρ (kg/m3) [2]
2.61
555.63
2.61
655.83
μ (kg/ms) [2]
1.46E-5
1.27E-4
1.46E-5
2.59E-4
Cp (J/kgK) [2]
2322.99
2601.11
2322.99
2405.00
[2]
3.05E-2
9.31E-2
3.05E-2
1.10E-1
k (W/m·K)
Dext (in) [3]
1
1
BWG [4]
8
10
1.70E-2
1.70E-2
1¼
1¼
ε (m) [5]
1.50E-5
1.50E-5
Rf (m2K/W) [6]
1.76E-3
1.76E-3
Cuadrado
Cuadrado
Dint (m) [4]
PT (in)
[3]
Arreglo [3]
*Los datos correspondientes a los demás intercambiadores se encuentrnan en la hoja de
calculo.
METODOLOGÍA
INTERCAMBIADORES DE CALOR
Intercambiador E-1202
Tipo: Coraza y tubos
Figura 2. Intercambiador de calor de
coraza y tubos.
Figura 3. Esquema de un intercambiador de calor e coraza
y tubos (un paso por la coraza y un paso por los tubos).
7
Suponer diámetros y
espesor de la pared del
tubo, interior (1),
exterior (2) y velocidad
de la mezcla.
Obtener Pr, número de tubos, número de pasos y
diámetro de la coraza de la Tabla A.3.
 =
Si Re < 500
 =  5.1858−1.7645∙ln()+0.13357[ln()]
2
. 
Si Re > 500
 = 1.728 −0.188


. 
 =
ሶ

. 
Calcular claro entre los tubos, espaciado de los
deflectores**, área de flujo de la coraza y
velocidad másica de la coraza
 =  −  . 
. 
 =
  

ሶ
 = 
Calcular Nu dentro y fuera de los tubos

 = 0.5 ∗ 
. 
. 
 =  − 
. 
. 
 =
 

. 
**El espaciado se supuso a ½ de Ds

( − 1000)
8
 =
2
 0.5
1.07 + 12.7 ( ) ( 3 − 1)
8
. 
  0.55 0.333  0.14
 = 0.36 (
)

( )


. 
Obtención del
coeficiente de
convección interno y
externo.
ℎ=


. 
11
8
Cálculo de coeficiente de
transferencia de calor
total:
11
=
1
1
+
ℎ ℎ
. 
Cálculo del calor y el ∆Tln:
 = ṁ∆
∆ =
∆1 − ∆2
∆1
ln (∆2)
. 
. 
Número de deflectores y
diámetro equivalente
Área superficial y largo del IC.

=

 =
 =
. 
4( 2 − 2 /4)

. 
=

∆

  
. 
. 
Caída de presión del lado de la coraza y dentro de los tubos [6].
∆
 2  ( + 1)
=

2 2
. 
∆ = (4


+ 4 )

2
. 
Figura 4. Diagrama de flujo de intercambiador de coraza y tubos.
9
Intercambiador E-1211
Tipo: Tubos concéntricos (contra flujo)
Figura 6. Esquema de funcionamiento.
Figura 5. Intercambiador de tubos concéntricos.
Figura 7. Diagrama de flujo de intercambiador de tubos concéntricos.
Suponer diámetros y
espesor de la pared del
tubo, interior (1) y
exterior (2), del IC.
Cálculo del diámetro hidráulico y área de flujo para el
fluido dentro y fuera del tubo:
ℎ =  2 −  1
. 
 = 
( 2 2 −  1 2 )
 =
4
Cálculo del factor de fricción de Moody y Nu dentro
(. ) y fuera del tubo [9]:
. 
1  0.14
 = 0.023 0.8  3 ( )

. 
 2
∆ = 

 1 2 
. 
  2
 2
∆ = 
+ 
ℎ 2
2
. 
Calcula las h (. ), U
(. ), Asup, largo del
intercambiador (. ), largo
y número de horquillas fijando
una longitud:
Cambio de presión dentro y fuera del tubo [10]:

. 
Cálculo de velocidad, Pr ( .  ) y Re
para ambos fluidos.
1
ɛ 106 3
 = 4 ∗ 0.001375 (1 + (20,000 +
) )
 
 1 2
4
=
. 

 1
. 


. 
 =
10
Incrustaciones
Recalcular U
Obtener el valor de Rf
=

1
1
+
+
ℎ ℎ  1 
Se calcula el Q perdido
con la .  usando la
nueva U.
. 
Figura 8. Diagrama de flujo de incrustaciones.
Además, se puede calcular radiación tomando una h=18 W/m2 [7].
MATERIAS EXTRAS
Mecánica de fluidos
En todo proceso industrial, cada operación unitaria está diseñada para trabajar a una presión y
temperatura, donde dichas propiedades pueden sufrir cambios en el transcurso de las tuberías
entre operaciones. En este apartado se muestran los cálculos preliminares para las caídas de
presión entre operaciones en las corrientes del proceso y en las potencias de las bombas
involucradas.
Nota: Los subíndices tub e int denominan tubería e intercambiador para este apartado
Ecuaciones utilizadas:
Ecuación de Bernoulli, considerando fricción:
 +
(
− )
ρ
+ ( −  ) =
32  2
5
2 
+
32  2
5
2 
+
8 ∑   2
4
2 
. 
Factor de fricción de Faning:
1
=
ɛ
0.001375 (1 + (20000 
+
106 3
))

. 
Numero de Reynolds:
 =
4ṁ

. 
 =
ṁ

Ec. 39
11
Análisis de riesgo
El análisis de riesgo es el uso sistemático de la información disponible para determinar la
frecuencia con la que determinados eventos se pueden producir y la magnitud de sus
consecuencias.
El análisis de riesgo se puede realizar cualitativa y cuantitativamente. El análisis cualitativo
generalmente incluye la evaluación instintiva o “por corazonada” de una situación. El análisis de
riesgo cuantitativo trata de asignar valores numéricos a los riesgos, utilizando datos empíricos o
cuantificando evaluaciones cualitativas.
Tomado de los sectores que apuestan alto como la industria aeroespacial y defensa, el Análisis
de Modo y Efecto de Fallos (AMEF) es un método cuantitativo y una forma de identificar
problemas potenciales (errores) y sus posibles efectos en un SISTEMA para priorizarlos y poder
concentrar los recursos en planes de prevención, supervisión y respuesta.
SIMULACIÓN
Site data:
Location: MONTERREY, MEXICO
Building Air Exchanges Per Hour: 1.02 (unsheltered single storied)
Time: June 2, 2016 0007 hours ST (using computer's clock)
Chemical data:
Chemical Name: BUTENE
CAS Number: 115-7-1
PAC-1: 1500 ppm
LEL: 21500 ppm
Molecular Weight: 42.08 g/mol
PAC-2: 2800 ppm
PAC-3: 17000 ppm
UEL: 112000 ppm
Vapor Pressure at Ambient Temperature: greater than 1 atm
Ambient Saturation Concentration: 1,000,000 ppm or 100.0%
12
Atmospheric data:
Wind: 5 meters/second from 79° true at 3 meters
Ground Roughness: urban or forest
Air Temperature: 28° C
Cloud Cover: 0 tenths
Stability Class: D
No Inversion Height
Relative Humidity: 25%
Source strength:
Leak from short pipe or valve in horizontal cylindrical tank
Flammable chemical escaping from tank (not burning)
Tank Diameter: 3 meters
Tank Length: 4 meters
Tank Volume: 28.3 cubic meters
Tank contains liquid
Internal Temperature: 28° C
Chemical Mass in Tank: 3.15 tons
Tank is 16% full
Circular Opening Diameter: 0.5 inches
Opening is 3.00 meters from tank bottom
Note: The chemical escaped as a mixture of gas and aerosol (two phase flow).
Caso 1. Área tóxica de la nube de vapor.
Threat zone:
Model Run: Heavy Gas
Red: 57 meters --- (2800 ppm = PAC-2)
Orange: 86 meters --- (1500 ppm = PAC-1)
Yellow: 129 meters --- (800 ppm)
Figura 9. Área tóxica de nube de gas.
13
Caso 2. Área flamable de la nube de vapor.
Threat zone:
Threat Modeled: Flammable Area of Vapor Cloud
Model Run: Heavy Gas
Red: 21 meters --- (12900 ppm = 60% LEL = Flame
Pockets)
Note: Threat zone was not drawn because effects
of near-field patchiness make dispersion predictions
less reliable for short distances.
Yellow: 68 meters --- (2150 ppm = 10% LEL)
Figura 10. Área flamable de la nube de
vapor
Caso 3. Área de explosión de la nube de vapor.
Threat zone:
Threat Modeled: Overpressure (blast force) from
vapor cloud explosion
Type of Ignition: ignited by spark or flame
Level of Congestion: uncongested
Model Run: Heavy Gas
Red: LOC was never exceeded --- (1.0 psi =
shatters glass)
Yellow: 15 meters --- (0.5 psi)
Figura 11. Área de explosión de la nube
de vapor
14
Análisis de modo, efecto y fallos (AMEF)
Paso de
Proceso
Requerimientos
Modo Potencial de
Falla
Efecto(s) Potencial(es) de falla
Severidad
Causa(s) Potencial(es) /
Mecanismos de falla
Inspeccionar la materia
prima de acuerdo a las
especificaciones
Surtir material
equivocado
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: 100% de
producto despreciado
8
Incumplimiento de
reglamento por
operador
Proveer la correcta
cantidad de catalizador de
acuerdo a la especificación
Alimentación
deficiente
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: Bajo
rendimiento
6
Material deficiente
Verificación de las
condiciones del reactor
Malas condiciones
del equipo
9
Incumplimiento de
verificación
Ventilación adecuada para
evitar el acumulamiento de
vapor (GLP) y CO
Deficiencia en
métodos de
ventilación
9
Instalaciones
inadecuadas
8
Sistema de control
inadecuado
Función
Operación 1
Operación 2
Operación 3
Operación 4
Operación 5
Aplicación de odorizantes
para la detección y control
de fugas
Adecuado manejo de la
presión en el sistema
Alcanzar la temperatura
óptima de acuerdo a
especificación
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: Derrame de
compuestos
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: Acumulación de
gases en espacios cerrados
Usuario final: Sin efecto (1)
Falta de aplicación de
Proceso interno: Fuga de gases no
odorizantes
visibles, inodoros e incoloros
Exceso de presión,
fallo en válvulas del
proceso
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: Daño en el
equipo, liberación de gases
8
Fallo en válvulas
Temperatura
superior a la
especificada
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: Expansión de
vapores y líquidos
8
Sobrecalentamiento
Temperatura inferior
a la especificada
Usuario final: Sin efecto (1)
Proceso interno: Restos de
producto no vaporizado
7
Tiempo excesivo en el
reactor
Tabla 3. Análisis de Modo de Efectos y Fallos.
15
Proceso Actual
RPN
Controles de Prevención
Ocurrencia
Probabilidad
Controles de Detección
Detección
Hojas de verificación
4
1/2000
Medición por variables (5,6)
8
256
Inspección de cantidades de
material
4
1/2000
Medición por atributos (6,7)
2
48
Mantenimiento preventivo
3
1/15000
Medición en ajuste de equipo y
verificación (5)
9
243
Control de seguridad
2
1/150000
Controles automatizados con luces,
alarmas audibles (5)
6
108
Control de seguridad
3
1/15000
Controles automatizados con luces,
alarmas audibles (5)
7
168
Procedimientos e
instrucciones
3
1/15000
Controles automatizados con luces,
alarmas audibles (5)
8
192
Procedimientos e
instrucciones
6
1/80
Controles automatizados con luces,
alarmas audibles (5)
3
144
Procedimientos e
instrucciones
5
1/400
Controles automatizados con luces,
alarmas audibles (5)
3
105
16
Acción(es) recomendada(s)
Responsable y fecha
objetivo de
terminación
Acciones tomadas
Severidad
Chequeo rutinario de
materiales
Ing. de proceso
16/05/16
Chequeo y sistema de control
de materiales
Agregar indicadores de flujo
Ing. de proceso
2/04/16
Mantenimiento preventivo de
condiciones y limpieza
Resultados de acción
RPN
Ocurrencia
Detección
7
2
8
112
Instalación de indicadores de
flujo
6
3
4
72
Ing. de seguridad
17/05/16
Aplicación de mantenimiento
preventivo
5
2
9
90
Instalaciones adecuadas y
mantenimiento preventivo
Ing. de seguridad
12/05/16
Aplicación de mantenimiento
preventivo y escapes auxiliares
8
1
7
56
Chequeo rutinario en la
agregación de sustancias
Ing. de seguridad
20/03/16
Chequeo y sistema de control
de sustancias
8
2
8
128
Válvulas auxiliares de escape
y mantenimiento preventivo
Ing. de seguridad
3/03/16
Instalación de válvulas
auxiliares y programa de
control preventivo
9
2
9
162
Modular la cantidad de agua
en el sistema de enfriamiento
Ing. de proceso
15/04/16
Instalación de controlador
automático en bomba de agua
9
4
9
324
Sensores de temperatura
para detección de variaciones
inferiores
Ing. de proceso
15/04/16
Instalación de sensores de
temperatura con sistema de
control
7
3
8
168
17
COSTOS
Gasto mínimo por módulo de equipo a condiciones base
El gasto mínimo por módulo de equipo (bare module equipment const) representa la suma de
costos directos e indirectos de la obtención de un equipo (material requerido para instalación,
impuestos, construcciones extras, etc.). Las condiciones básicas especificas son:
1. Unidad fabricada con los materiales más comunes (acero al carbón).
2. Manejo de presiones moderadas
Ecuaciones utilizadas:
 0 = (  2 )(Á  )
Ec. 40
Estos datos se obtienen de la
 =  0 [1 + 2   ]
Ec. 41
10  = 1 + 2 10  + 3 (10 )2
Ec. 42
Los valores para B1 y B2 se obtienen de la Figura A.1 mientras que los de C1, C2 y C3 de la
Tabla A.7 FM se encuentra en la Figura A.2.
 0 =  0 [1 + 2   ]
Ec. 43
Tabla 4. Gasto mínimo por módulo de equipo a condiciones base.
Intercambiador
 0
E-1201
$289,135.27
E-1202
$123,375.00
E-1204
$534,625.00
E-1206
$329,000.00
E-1207
$1,480,500.00
E-1209
$658,000.00
E-1210
$1,562,750.00
E-1211
$1,480,500.00
18
Radiación IC E-1202
Se realizó un análisis del proceso y de las mejoras que podían ser implementadas, esto con el
fin de aprovechar la energía consumida y evitar el gasto innecesario de recursos tanto
energéticos como económicos. Analizando las corrientes del proceso, así como los
intercambiadores involucrados en estas, se llegó a la conclusión de que la parte en la que se
podían implementar mejoras significativas es en el intercambiador E-1202, en el cual se usa agua
a 160°C para calentar una mezcla de hidrocarburos inicialmente a 45°C.
Se propuso aislar el intercambiador con material de lana mineral, la cual, según las
especificaciones en base a la temperatura superficial, tiene un grosor de 4 pulgadas. Se realizó
un análisis de los costos en base al uso de electricidad y de gas natural como fuente de energía.
El costo de la electricidad fue obtenido de la tarifa para industrias, de la Comisión Federal de
Electricidad (CFE), la cual es de $0.51 pesos por kWh, mientras que el costo del gas natural se
obtuvo de un informe del periódico El economista en el año 2010. A continuación, en la Tabla 5,
se muestran los resultados obtenidos de estos cálculos:
Tabla 5. Comparación de energía y dinero, por hora, con y sin la implementación de aislante de lana
mineral al intercambiador E-1202 tanto para electricidad como gas natural.
Q sin aislante
Q con aislante
33450.2 kWh
1061.1 kWh
Costo electricidad/h
$17,059.57
$541.13
Costo gas natural/h
$12,610.7
$400.01
Tomando en cuenta el costo del aislante el cual, para el área del intercambiador, tiene un costo
de $6,522.56 pesos, ya incluido el costo de instalación, el ahorro anual resultó de $118,926,250
pesos para la electricidad y de 87,910,448.2, este ahorro representa el 1.73% de los gastos
totales en el intercambiador.
Tuberías
Se analizaron las tuberías involucradas en el proceso, con el fin de identificar aquellas cuyas
corrientes tuvieran temperaturas elevadas y fuese necesario evitar las pérdidas de calor por
convección y radiación. La Tabla 6 muestra, para cada una de las corrientes seleccionadas, el
calor perdido por convección y radiación, con y sin la implementación de un aislante, las pérdidas
económicas que estas involucran evaluadas en energía eléctrica como en gas naturas y
finalmente se muestra el tiempo de recuperación, en minutos, del costo del aislante.
19
Tabla 6. Calor perdido y costos de las tuberías del proceso, con y sin aislante, de las corrientes 4, 8 y 11.
Corriente
Calor
perdido
Electricidad
Gas natural
4
8
11
Sin aislante
1703.7
102,489.1
83,862.2
Con aislante
115.6
3261.8
2,825.1
Costo sin aislante
868.9
52,269.5
42,769.7
Costo con aislante
58.9
1,663.5
1,440.7
Tiempo recuperación
362.7
26.8
32.8
Costo sin aislante
642.3
38,638.4
31,616.1
Costo con aislante
43.6
1,229.7
1,065.1
Tiempo recuperación
441.9
36.2
44.4
Incrustaciones
Las pérdidas de energía por incrustaciones de los intercambiadores involucrados en el proceso
se muestran en la Tabla 7. Las pérdidas económicas fueron evaluadas en base al costo de la
electricidad y el gas natural para las industrias, donde Qp representa el calor perdido por causa
de las incrustaciones.
Tabla 7. Calor perdido y costos por incrustaciones.
Intercambiador
Qp (kWh)
$ (Electricidad)
$ (Gas natural)
E-1201
278,322.4
141,944.4
104,927.5
E-1202
2,863.1
1,460.2
1,079.4
E-1204
544,741.8
277,818.3
205367.7
E-1206
405,949.9
207,034.4
153,043.1
E-1207
23,242.32
11,853.6
8762.4
E-1209
485,169.5
247,436.4
182,908.9
E-1210
61,861.68
31,549.5
23,321.8
20
E-1211
86,408.3
44,068.2
32,575.9
TOTAL
1,888,558.9
963,165.1
711,986.7
IMPACTO AMBIENTAL
Un estudio fue llevado a cabo, del impacto ambiental generado por las partes estudiadas del
proceso de producción de heptenos. Estos impactos ambientales se basan en las emisiones de
CO2 equivalentes, las cuales son una manera de evaluar la contribución de diversas sustancias
al efecto invernadero, representado en el daño causado por el dióxido de carbono. Para esta
evaluación se supuso que la energía eléctrica es la responsable de proveer al proceso de sus
requerimientos energéticos; por medio de la calculadora de emisiones de la Agencia de
Protección al Ambiente (EPA)
[8]
se obtuvieron los kg de CO2 eq producidos por el proceso de
producción de la electricidad en base a un kWh.
Los cálculos llevados a cabo de mecánica de fluidos permitieron obtener las potencias requeridas
de las bombas del proceso y en base a estas se calcularon las emisiones por hora de kg CO2 eq,
los resultados de estos cálculos se muestran en la Tabla 8.
Tabla 8. kWh consumidos y kg de CO2 eq producidos por las bombas del proceso de producción de
heptenos.
Equipo
Potencia (kW)
Potencia (kWh)
Emisiones kg CO2 eq
P-1201
2.24
8,064
5,667
P-1202
56.4
203,040
142,692
P-1203
3.375
12,150
8,539
P-1204
0.07
252
177
P-1205
3.075
11,070
778
P-1206
4.02
14,472
10,171
Para el intercambiador E-1202 se planteó la implementación de un aislante que evitará pérdidas
grandes provocadas por la convección y radiación, en la Tabla 9 se muestran las pérdidas por
convección y radiación en el intercambiador sin un aislante, comparadas con las pérdidas con la
21
implementación del aislante, así como sus respectivas emisiones de impacto al efecto
invernadero tanto para fuente de energía eléctrica como gas natural.
Tabla 9. kWh consumidos y kg de CO2 eq emitidos, por electricidad y gas natural, en el intercambiador
E-1202.
Intercambiador E1202
Electricidad
Sin aislante
Q perdido
33450,146
kWh
Emisiones 23,508
kg CO2 eq
Con aislante
Q perdido
1061,04684
kWh
Emisiones
kg CO2 eq
746
Gas Natural
Sin aislante
Q perdido
338,181006
MCF
Emisiones 18,494
kg CO2 eq
Con aislante
Q perdido
10,7271144
MCF
Emisiones
kg CO2 eq
587
Como se observa la implementación del aislante reduce las emisiones de kg de CO2 eq por hora
para ambas fuentes de energía, las emisiones por el uso de gas natural son menores que las
compradas por la electricidad, lo cual es un factor a considerar para la empresa ya que cada día
las organizaciones ambientales exigen procesos más limpios y amigables con el ambiente.
El calor perdido por incrustaciones representa un gran porcentaje del calor total empleado en el
proceso, las emisiones generadas tanto por el uso de electricidad como por el de gas natural,
se muestran a continuación en la Tabla 10.
Tabla 10. kWh consumidos y kg de CO2 eq emitidos en efecto de las pérdidas por incrustaciones.
Intercambiador
Q (kWh)
kg CO2 eq electricidad
kg CO2 eq gas natural
E-1201 (5)
278,322.37
195,598
153,962
E-1202
2,863.07
2,012
1,584
E-1204
544,741.81
382,831
301,346
E-1206
405,949.86
285,292
224,565
E-1207
23,242.32
16,334
12,857
22
E-1209
485,169.5
340,965
268,388
E-1210
61,861.68
43,475
34,220
E-1211
86,408.28
60,726
47,799
Total
1,888,558.9
1,327.2
1,044.7
RESULTADOS Y DISCUSIONES
En la Tabla 11 se enlistan los resultados generales para todos los intercambiadores de coraza y
tubos, donde el más grande es el E-1202. Esto era de esperarse, debido que es este el que se
encuentra recibiendo la corriente efluente del reactor, por lo que es el que tiene que trabajar con
mayor cantidad de líquido. Mientras que los más pequeños son los E-1204, E-1206 y E-1209, los
cuales tienen dimensiones parecidas. Esto debido a que son los 3 intercambiadores que se
encuentran en las torres de destilación como condensadores, por lo que no reciben tanto flujo.
Tabla 11. Intercambiadores de calor de coraza y tubos.
Equipo Nt
Np
ΔPC (Pa)
ΔPT
As
L
(Pa)
(m2)
(m)
Q (W)
E-1201
166
2
23115.02 3239.54 45.33
E-1202
574
2
52.90
36.30
E-1204
32
2
5218.48
7176.03 24.33
4.76
959831.96
E-1206
32
2
7271.12
2433.36 5.52
1.08
705293.13
E-1209
32
1
77904.48 4119.09 3.00
1.17
594002.80
1.71
234432.20
309.30 3.37
521319.90
En la Tabla 12 se enlistan los resultados para los 3 intercambiadores de tubo concéntrico, los
cuales al comparar con los de coraza y tubo se puede notar que el calor que intercambian ni
siquiera se acerca al más pequeño de estos, resultado esperado ya que estos trabajan con
flujos mucho más pequeños.
23
Tabla 12. Intercambiadores de calor de tubos concéntricos.
Equipo As
L (m)
ΔPC (Pa)
ΔPT (Pa)
Q (W)
12287.92
4003.09
41670.01
(m2)
E-1207
0.54 5.45
E-1210
1.03 10.36 126980.47 13705.67 109281.63
E-1211
1.17 11.75 114481.92 4038.05
91750.62
En cuanto a los rehervidores, el calor que intercambian se registró en la Tabla 13.
Tabla 13. Rehervidores.
Equipo Q (W)
E-1203
347166.67
E-1205
607541.67
E-1208
77736.68
Mecánica de Fluidos
A continuación, se muestran los resultados de las potencias obtenidas para el proceso bajo
estudio. En la Tabla 14 se puede observar las potencias de las bombas junto con su eficiencia,
el proceso cuenta con 6 bombas, siendo la más grande de kW, esto debido a la gran caída de
presión causada en el intercambiador.
La Tabla 15 muestra una propuesta de la implementación de una bomba, esto debido a que en
los cálculos realizados la caída de presión debido al E-1202 es más de la debida, por lo que se
propone una bomba P-1207 para disminuir dicha caída de presión en la corriente 4.
24
Tabla 14. Bombas en el proceso.
Equipo
Potencia Eficiencia
(kW)
()
P-1201
2.24
0.75
P-1202
56.4
0.75
P-1203
3.375
0.80
P-1204
0.07
0.70
P-1205
3.075
0.80
P-1206
4.02
0.80
Tabla 15. Bombas propuestas en el proceso.
Equipo
P-1207
Potencia Eficiencia
Corriente
(kW)
()
9.6
0.75
4
CONCLUSIONES
El ingeniero químico cuenta con el reto de tener que adaptarse constantemente a las demandas
de la sociedad y el medio ambiente. Este trabajo analizó los intercambiadores implicados en el
proceso de producción de heptanos a partir de propileno y butenos para proponer mejoras en
cuanto al ahorro energético y económico disminuyendo las emisiones al medio ambiente de
gases de efecto invernadero.
El diseño preliminar de los intercambiadores arrojó resultados, a partir de los cuales se pudo
concluir si se es rentable la implementación de dichos equipos.
Además de utilizar otras competencias adquiridas fuera de la unidad de aprendizaje de
transferencia de calor y buscando de fuentes externas para llevar a cabo un análisis más
completo que acerté a las necesidades del proceso
25
APÉNDICES
Tabla A.1 [4]
26
Tabla A.2 [4]
27
Tabla A.3 [3]
Tabla A.4 [7]
28
Tabla A.5 [6]
29
Figura A.1 [1]
Tabla A.6 [1]
30
Tabla A.7 [1]
Tabla A.8 [1]
Figura A.2 [1]
31
CÓDIGO DE PROGRAMACIÓN
%Bombas Mecánica de Fluidos
clear,clc
%Mezcla
ro=904; %kg/m^3
miu=0.000135; %kg/(m*s)
%Proponiendo datos:
za=0;%m
zb=0; %m
zc=26; %m
zd=0; %m
La=2; %m
Lb=5; %m
Lc=29; %m
Ld=2; %m
Da=1*0.3048/12; %m
A=(3.1416*Da^2)/4; %m^2
alp=1;
Pc=200000; %Pa
e=0.000015; %acero galvanizado
Qa=6830/(616.7*3600);
Va=Qa/A; %m/s
Rea=Va*ro*Da/miu;
fa=0.001375*(1+(20000*e/Da+1000000/
Rea)^(1/3));
%constantes de la ecuación de
carga (ec. 4)
a=700;
b=2.7;
g=9.81; %m/s^2
(2*fb*Lb*Vb^2)/(g*D)(K*Vd^2)/(2*g);
ec3=(Pj-Pc)/(ro*g)+zazb+alp*((Vc+Vd)^2-Vc^2)/(2*g)(2*fc*Lc*Vc^2)/(g*D)-K*Vc/(2*g);
ec4= H-a+b*Vb^2;
ec5=Vb-Vc-Vd;
ec6=0.001375*(1+(20000*e/D+(1*10^6)
/(Vb*ro*D/miu))^(1/3))-fb;
ec7=0.001375*(1+(20000*e/D+(1*10^6)
/(Vc*ro*D/miu))^(1/3))-fc;
ec8=0.001375*(1+(20000*e/D+(1*10^6)
/(Vd*ro*D/miu))^(1/3))-fd;
F=[ec1;ec2;ec3;ec4;ec5;ec6;ec7;ec8]
;
J=(jacobian([ec1,ec2,ec3,ec4,ec5,ec
6,ec7,ec8],
[H,Vd,Vb,Vc,fd,fb,fc,Pj]));
P=[30;8;4,;3.5;0.005;0.005;0.005;10
1314];
error=100;
while error>0.05
H=P(1); Vd=P(2); Vb=P(3); Vc=P(4);
fd=P(5); fb=P(6); fc=P(7); Pj=P(8);
Jev=subs(J);
Jev=double(Jev);
size(J)
Jev=Jev^-1;
%Diametro del Never a partir de
Viscosidad
D=3*0.3048/12; %in
K=4.5; %Geankopolis Tabla 2.101
Fev=-(subs(F));
Fev=double(Fev);
syms H Vd Vb Vc fd fb fc Pj
%Se igresan las ecuaciones
ec1=H+za-zc+(alp*Va^2alp*Vc^2)/(2*g)(2*fa*La*Va^2)/(g*Da)(2*fb*Lb*Vb^2)/(g*D)(2*fc*Lc*Vc^2)/(g*D)(K*Vc^2)/(2*g);
ec2=H+za-zd+alp*(Va^2Vd^2)/(2*g)-(2*fa*La*Va^2)/(g*D)(2*fd*Ld*Vd^2)/(g*D)-
P1=P+dP;
error=norm(P1-P);
P=P1;
end
dP=Jev*Fev;
Rea=Va*ro*D/miu;
Reb=Vb*ro*D/miu;
Rec=Vc*ro*D/miu;
n=0.7;
m=29848.4; %kg/h
m=m/3600;
W=H*9.81;
32
Pot=W*m/(n*1000);
fprintf('Pot=%7.3f kW \n',Pot)
fprintf('H=%7.3f m \n',P(1))
fprintf('Va=%6.3f m/s \n',P(2))
fprintf('Vb=%6.3f m/s \n',P(3))
fprintf('Vc=%6.3f m/s \n',P(4))
fprintf('fa=%8.3d \n',P(5))
fprintf('fb=%8.3d \n',P(6))
fprintf('fc=%8.3d \n',P(7))
fprintf('Pj=%8.3f Pa \n\n',P(8))
fprintf('Los Re en cada tubería son
%8.2f, %8.2f y %8.2f
respectivamente',Rea, Reb, Rec)
REFERENCIAS
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Fifteen Chemical Processes. (3ed) En (Prentice Hall) Analysis, synthesis, and design of
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en: https://www.epa.gov/energy/greenhouse-gas-equivalencies-calculator.
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Ontiveros, J. F. (2008) Operaciones Unitarias II. Dimensionamiento de Equipos de
Transferencia de Calor. (p. 3 - 8) Colombia. Universidad de los Andes.
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The MathWorks, Inc. (2014) MATLAB (Versión R2014a) U.S.A.: © 1994-2016 The
MathWorks, Inc.
33
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