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 𝜂 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. 𝑃𝑟 = Si Re < 500 𝑓 = 𝑒 5.1858−1.7645∙ln(𝑅𝑒)+0.13357[ln(𝑅𝑒)] 2 𝑬𝒄. 𝟗 Si Re > 500 𝑓 = 1.728𝑅𝑒 −0.188 𝜇𝐶𝑝 𝑘 𝑬𝒄. 𝟏 𝑁𝑇 = 𝑚ሶ 𝜌𝑣 𝑬𝒄. 𝟐 Calcular claro entre los tubos, espaciado de los deflectores**, área de flujo de la coraza y velocidad másica de la coraza 𝐶 = 𝑃𝑇 − 𝐷𝑒𝑥𝑡 𝑬𝒄. 𝟑 𝑬𝒄. 𝟏𝟎 𝑎𝑠 = 𝐷𝑠 𝐶 𝐵 𝑃𝑇 𝑚ሶ 𝐺𝑠 = 𝑎 Calcular Nu dentro y fuera de los tubos 𝑠 𝐵 = 0.5 ∗ 𝐷𝑠 𝑬𝒄. 𝟒 𝑬𝒄. 𝟓 𝐶 = 𝑃𝑇 − 𝐷𝑒𝑥𝑡 𝑬𝒄. 𝟔 𝑬𝒄. 𝟕 𝑅𝑒 = 𝐷𝑒𝑥𝑡 𝐺𝑠 𝜇 𝑬𝒄. 𝟖 **El espaciado se supuso a ½ de Ds 𝑓 (𝑅𝑒 − 1000)𝑃𝑟 8 𝑁𝑢 = 2 𝑓 0.5 1.07 + 12.7 ( ) (𝑃𝑟 3 − 1) 8 𝑬𝒄. 𝟏𝟏 𝐷𝑒 𝐺𝑠 0.55 0.333 𝜇 0.14 𝑁𝑢 = 0.36 ( ) 𝑃𝑟 ( ) 𝜇 𝜇𝑠 𝑬𝒄. 𝟏𝟐 Obtención del coeficiente de convección interno y externo. ℎ= 𝑁𝑢𝑘 𝐷 𝑬𝒄. 𝟏𝟑 11 8 Cálculo de coeficiente de transferencia de calor total: 11 𝑈= 1 1 + ℎ𝑖 ℎ𝑜 𝑬𝒄. 𝟏𝟒 Cálculo del calor y el ∆Tln: 𝑄 = ṁ𝐶𝑝∆𝑇 ∆𝑇𝑙𝑛 = ∆𝑇1 − ∆𝑇2 ∆𝑇1 ln (∆𝑇2) 𝑬𝒄. 𝟏𝟓 𝑬𝒄. 𝟏𝟕 Número de deflectores y diámetro equivalente Área superficial y largo del IC. 𝐿 𝑛= 𝐵 𝐴𝑠𝑢𝑝 = 𝐷𝑒 = 𝑬𝒄. 𝟐𝟎 4(𝑃𝑇 2 −𝜋𝐷𝑜 2 /4) 𝜋𝐷𝑜 𝑬𝒄. 𝟐𝟏 𝐿= 𝑄 𝑈∆𝑇𝑙𝑛 𝐴𝑠𝑢𝑝 𝜋𝐷𝑒𝑥𝑡 𝑁𝑇 𝑁𝑝 𝑬𝒄. 𝟏𝟖 𝑬𝒄. 𝟏𝟗 Caída de presión del lado de la coraza y dentro de los tubos [6]. ∆𝑃 𝐺𝑠 2 𝐷𝑠 (𝑛 + 1) =𝑓 𝜌 2𝑔𝐷𝑒 𝜌2 𝑬𝒄. 𝟐𝟐 ∆𝑃𝑡 = (4𝑓 𝐿𝑁𝑝 𝜌𝑣𝑡 + 4𝑁𝑝 ) 𝐷𝑖𝑛𝑡 2 𝑬𝒄. 𝟐𝟑 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: 𝐷ℎ = 𝐷𝑖𝑛𝑡 2 − 𝐷𝑒𝑥𝑡 1 𝑬𝒄. 𝟐𝟓 𝐴𝑓 = 𝜋 𝜋(𝐷𝑖𝑛𝑡 2 2 − 𝐷𝑒𝑥𝑡 1 2 ) 𝐴𝑓 = 4 Cálculo del factor de fricción de Moody y Nu dentro (𝑬𝒄. 𝟏𝟒) y fuera del tubo [9]: 𝑬𝒄. 𝟐𝟗 1 𝜇 0.14 𝑁𝑢 = 0.023𝑅𝑒 0.8 𝑃𝑟 3 ( ) 𝜇𝑠 𝑬𝒄. 𝟑𝟎 𝑣𝑡 2 ∆𝑃 = 𝑓 𝜌 𝐷𝑖𝑛𝑡 1 2 𝑡 𝑬𝒄. 𝟑𝟒 𝐿 𝑣𝑐 2 𝑣𝑐 2 ∆𝑃 = 𝑓 + 𝑁𝐻 𝐷ℎ 2 2 𝑬𝒄. 𝟐𝟕 Calcula las h (𝑬𝒄. 𝟏𝟔), U (𝑬𝒄. 𝟏𝟕), Asup, largo del intercambiador (𝑬𝒄. 𝟐𝟎), largo y número de horquillas fijando una longitud: Cambio de presión dentro y fuera del tubo [10]: 𝐿 𝑬𝒄. 𝟐𝟔 Cálculo de velocidad, Pr ( 𝑬𝒄. 𝟐𝟖 ) y Re para ambos fluidos. 1 ɛ 106 3 𝑓 = 4 ∗ 0.001375 (1 + (20,000 + ) ) 𝐷 𝑅𝑒 𝐷𝑖𝑛𝑡 1 2 4 𝐿= 𝑬𝒄. 𝟑𝟑 𝐴𝑠𝑢𝑝 𝜋𝐷𝑒𝑥𝑡 1 𝑬𝒄. 𝟑𝟏 𝐿 𝐿𝐹 𝑬𝒄. 𝟑𝟐 𝑁𝐻 = 10 Incrustaciones Recalcular U Obtener el valor de Rf 𝑈= 𝑅𝑓 1 1 + + ℎ𝑖 ℎ𝑜 𝜋𝐷𝑖𝑛𝑡 1 𝐿 Se calcula el Q perdido con la 𝑬𝒄. 𝟐𝟎 usando la nueva U. 𝑬𝒄. 𝟑𝟓 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: 𝜂𝑊𝑝 + (𝑃𝑎 −𝑃𝑏 ) ρ + 𝑔(𝑧𝑎 − 𝑧𝑏 ) = 32𝑓𝑡𝑢𝑏 𝐿𝑡𝑢𝑏 𝑄2 5 𝜋2 𝐷𝑡𝑢𝑏 + 32𝑓𝑖𝑛𝑡 𝐿𝑖𝑛𝑡 𝑄2 5 𝜋2 𝐷𝑖𝑛𝑡 + 8 ∑ 𝐾𝑓 𝑄 2 4 𝜋2 𝐷𝑡𝑢𝑏 𝑬𝒄. 𝟑𝟔 Factor de fricción de Faning: 1 𝑓= ɛ 0.001375 (1 + (20000 𝐷 + 106 3 )) 𝑅𝑒 𝑬𝒄. 𝟑𝟕 Numero de Reynolds: 𝑅𝑒 = 4ṁ 𝜋𝐷𝜇 𝑬𝒄. 𝟑𝟖 𝑃𝑜𝑡𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 = ṁ𝑊𝑝 𝜂 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: 𝐶𝑝 0 = (𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑝𝑜𝑟 𝑚2 )(Á𝑟𝑒𝑎 𝑑𝑒 𝑡𝑟𝑎𝑛𝑠𝑓𝑒𝑟𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎) Ec. 40 Estos datos se obtienen de la 𝐶𝐵𝑀 = 𝐶𝑝 0 [𝐵1 + 𝐵2 𝐹𝑝 𝐹𝑀 ] Ec. 41 𝑙𝑜𝑔10 𝐹𝑝 = 𝐶1 + 𝐶2 𝑙𝑜𝑔10 𝑃 + 𝐶3 (𝑙𝑜𝑔10 𝑃)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. 𝐶𝐵𝑀 0 = 𝐶𝑝 0 [𝐵1 + 𝐵2 𝐹𝑚 𝐹𝑀 ] Ec. 43 Tabla 4. Gasto mínimo por módulo de equipo a condiciones base. Intercambiador 𝐶𝐵𝑀 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) (𝜼) 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) (𝜼) 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 [1]. 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