Margarita M. González Brambila
Margarita M. González Brambila
Departamento de Energía
Universidad Autónoma Metropolitana
Azcapotzalco
Octubre 2011
La historia de la Ingeniería
es la historia del progreso de la Humanidad
i
ii
INTRODUCCIÓN
Las industrias son parte fundamental de las actividades económicas de un país y en particular, la industria
química, y en años recientes la industria biotecnológica, han tenido y tienen un papel fundamental en la
economía y desarrollo del país. Ambas industrias están presentes en muchas áreas de la vida, tales como la
alimentación, el vestido, la vivienda, la salud, las comunicaciones, los transportes, etc., y además tienen un papel
decisivo en el desarrollo de otros sectores de la industria como el energético, la informática y el ambiental.
La ingeniería de procesos y la biotecnología son fundamentales para el desarrollo de productos y servicios que
satisfagan de manera adecuada las demandas sociales, empresariales y ambientales, así como de los sectores
industrial, científico, comercial y del público en general, que hacen un uso de sus servicios.
En los últimos años se ha experimentado un desarrollo científico y tecnológico sin precedentes yse han
producidocambios importantes en los ámbitos social y ecológico, ambos debidos entre otros factores, al entorno
globalizado en el que se incluyen las etapas de la producción y los servicios; todo ello aunado ala crisis
económica mundial ha llevado a la necesidad de aprovechar de manera óptima los recursos disponibles mediante
el diseño y la operación de procesos, que de manera general sean sustentable. Los procesos sustentables deben
cubrir fundamentalmente tres objetivos: ser económicamente viables, socialmente aceptados y ecológicamente
amigables; cumplir con estos tres objetivos constituye un reto fascinante para los ingenieros de procesos. Para
que un proceso sea sustentable debe utilizar las materias primas tan eficientemente como sea posible desde los
puntos de vista práctico y económico, previniendo la producción de desechos que puedieran dañar el medio
ambientey preservando las reservas naturales. Los procesos deben utilizar la menor cantidad posible de energía
tanto para ahorrar recursos económicos como para prevenir la producción de gases de efecto invernadero. El
consumo de agua debe racionarse para no causar deterioro a las fuentes naturales tanto a corto como a largo
plazo. Se debe reducir al máximo la emisión de desechos tanto a la atmósfera como a las fuentes naturales de
agua y a los depósitos de desechos sólidos mediante sistemas de tratamiento de efluentes. Y además los
ingenieros de procesos deben diseñar procesos que contemplen los aspectos de seguridad e higiene industrial.
El trabajo de un ingeniero de procesos consiste en desarrollar procesos industriales económicos para fabricar una
amplia gama de productos de los cuales depende la sociedad actualmente, incluyendo alimentos y bebidas,
combustibles, fibras artificiales, productos farmacéuticos, productos químicos, plásticos, cosméticos, energía y
agua limpia. Su trabajo consiste en crear procesos químicos y bioquímicos en los que las materias primas se
transformen en productos útiles, lo cual involucra todos los pasos necesarios para escalar una reacción desde el
laboratorio hasta la construcción y operación de una planta de procesamiento. Los ingenieros de procesos se
encargan desde la comprensión del sistema de reacción a nivel laboratorio, hasta la operación de la planta,
pasando por el diseño del proceso y de los equipos, el diseño e implementación de los sistemas de control, la
supervisión del proyecto y la construcción, y el arranque de la planta.
Estas notas de Introducción a la Ingeniería de Procesos tienen la finalidad de iniciar a los alumnos de las
licenciaturas en Ingeniería Química, Ingeniería Bioquímica, Ingeniería en Alimentos y licenciaturas afines, en el
aprendizaje de las técnicas y procedimientos con los cuales se llevan a cabo el diseño de nuevos procesos y el
análisis de procesos en operación. En todo momento se busca resaltar los aspectos teóricos bajo los cuales deben
comprenderse los Procesos, sin olvidar las particularidades técnicas y prácticas de todas las áreas de la Ingeniería
de Procesos, mediante ejemplos resueltos.
A través de este libro se estudia la secuencia para convertir una reacción química en el diseño preliminar de una
planta que producirá determinados productos con cierta cantidad y calidad necesarios. Para llegar a diseñar un
iii
proceso es necesario considerar los requerimientos del mercado, su viabilidad tanto técnica como económica, se
requiere diseñar el sistema de reacción en base a los datos termodinámicos, físicos y cinéticos, diseñar los
sistemas de separación y de intercambio térmico requeridos para obtener los productos en la calidad y cantidad
señalada, y diseñar los sistemas de tratamiento de efluentes y de servicios auxiliares, para desarrollar procesos
que sean amigables con el medio ambiente. También es necesario estimar el costo total de la planta para conocer
las posibles ganancias económicas que se obtendrán por la operación, los puestos de trabajo requeridos en la
misma y la inversión que requiere.
En las plantas en operación es común que se realicen estudios o análisis de la eficiencia con la que trabajan los
procesos para realizar las operaciones requeridas de mantenimiento, la actualización de los procesos y la mejora
de los mismos. Cuando se diseña una planta se utilizan los materiales, catalizadores y equipos más modernos,
sin embargo al pasar el tiempo los equipos pueden incrustarse causando bajas eficiencias en el transporte de
calor, pueden desarrollarse nuevos catalizadores con mejores rendimientos, pueden crearse nuevos materiales y
mejores equipos. Algunos de estos cambios pueden disminuir la rentabilidad económica del proceso con
respecto a otros, por lo que es necesario analizar continuamente el funcionamiento de las plantas para proponer
mejoras al proceso.
La Ingeniería de Procesos engloba los conocimientos adquiridos por los estudiantes a lo largo de toda su carrera
para conjuntarlos y aplicarlos en el diseño de nuevos procesos y en el análisis de los ya existentes. Se utilizan los
conocimientos adquiridos en termodinámica, transferencia de movimiento, calor y masa, cinética química,
diseño de reactores e ingeniería económica, entre otras, para llevar a cabo el diseño y análisis de procesos,
mediante la aplicación de principios de matemáticas, física, química y biología. Siendo el fin último de las
ingenierías el diseño, los ingenieros de procesos utilizan éstos principios y aquellos establecidos por los
investigadores de la ingeniería para crear productos y procesos químicos y biológicos que satisfagan las
necesidades de la sociedad de manera sustentable y con un beneficio económico.
Este libro está divido en nueve capítulos que comprenden desde la comprensión de los diferentes diagramas
utilizados en la ingeniería de procesos hasta la evaluación económica de los mismos.
En el primer capítulo de estos apuntes se presentan los tres principales tipos de diagramas utilizados en
Ingeniería de Procesos: los diagramas de bloques, los diagramas de flujo de procesos y los diagramas de tuberías e
instrumentación; se describe la información que deben contener, la nomenclatura básica con la que se realizan
los mismos, los aspectos más relevantes de cada uno y la información general que se obtiene en ellos.
En los Capítulos 2 y 3 se presentan los aspectos básicos para llevar a cabo el diseño de un nuevo proceso, como
son la selección de un proceso entre varios para obtener un producto, los parámetros para tomar la decisión de
seleccionar un proceso continuo o intermitente, o determinar las condiciones de operación del proceso. Se
realizan ejemplos para proponer diferentes procesos alternativos para obtener un producto y analizar las ventajas
y desventajas de cada propuesta.
En el Capítulo 4 se muestran las bases para llevar a cabo el análisis de un proceso, mediante la realización de
balances de matería y energía que lleven a conocer con detalle la cantidad de materias primas requeridas para
obtener uno o varios productos en la calidad y cantidad necesarios.
En los Capítulos 5, 6 y 7 se describen los aspectos más relevantes para seleccionar los sistemas de reacción, de
separación y de intercambio térmico en un proceso. En ellos no se incluyen los métodos de diseño de cada uno
de los equipos, pero se presentan las pautas más importantes para determinar el tipo de equipo que se utiliza
para llevar a cabo los diferentes tipos de reacción, la separación de mezclas heterogéneas y homogéneas , y el
intercambio de calor entre corrientes de proceso y con servicios auxiliares.
iv
El Capítulo 8 incluye una amplia selección de reglas heurísticas para llevar a cabo el diseño preliminar de la
mayoría de los equipos de proceso utilizando métodos cortos de diseño; los métodos cortos permiten al
ingeniero de proceso realizar cálculos muy rápidos acerca de las dimensiones aproximadas de los equipos. Estos
datos se utilizan para determinar el costo probable de una planta o para confirmar o rechazar cálculos detallados
de equipos.
Finalmente el Capítulo 9 incluye una descripción de los diferentes costos que es necesario cubrir durante el
diseño, la construcción y la operación de una planta de procesamiento, mediante varios tipos de estimados de
costos.
A lo largo de todos los capítulos se incluyen ejemplos que además de demostrar los aspectos teóricos
mencionados tienen la finalidad de enseñar por sí mismos aspectos prácticos de la Ingeniería de Procesos. Por
último en el Apéndice A se presentan las características más importantes de las tuberías comerciales y en el
Apéndice B se incluye una lista de los materiales utilizados en la industria para construcción de equipos y
tuberías y la capacidad de los mismos para procesar una gran variedad de compuestos químicos.
v
INDICE
1.
1.1.
1.1.1.
1.1.2.
1.2.
1.2.1.
1.2.2.
1.2.3.
1.2.4.
1.2.5.
1.3.
Diagramas de Proceso
Diagramas de Bloques
Diagramas de Bloques de Plantas
Diagramas de Bloques de Complejos
Diagramas de Flujo de Procesos
Topología del Procesos
Información sobre las corrientes de Proceso
Información sobre el equipo
Descripción del proceso
Servicios Auxiliares
Diagramas de Tuberías e Instrumentación
1
3
3
6
8
9
11
12
12
17
18
2.
2.1.
2.2.
2.3.
2.4.
2.5.
Estructura y Síntesis de los Diagramas de Flujo
Procesos continuos e intermitentes
Estructura de Diagramas de Entradas y Salidas
Estructura de Diagramas de Bloques
Otras consideraciones
Información a partir de Diagramas de Entradas y
Salidas
Estructuras de Recirculación
Eficiencia en el uso de las Materias Primas
Identificación y definición de las Estructuras de
Recirculación
Otras consideración que afecta la Estructura de
Recirculación
26
28
30
32
34
36
2.6.
2.6.1.
2.6.2.
2.6.3.
3.
3.1.
3.1.1.
3.1.2.
3.2.
39
39
40
46
58
59
59
60
61
4.
4.1.
4.2.
4.3.
Condiciones de Operación
Condiciones de Operación en Reactores y Separadores
Presión
Temperatura
Razones para operar a condiciones fuera de los rangos
recomendados
Análisis de las Condiciones de Proceso más
importantes
Balances de Materia y Energía
Variables de Proceso
Balances de Materia
Balances de Energía
5.
5.1.
5.2.
5.2.1.
5.2.2.
5.2.3.
5.2.4.
Selección del Sistema de Reacción
Equilibrio Químico
Factores que Afectan el Equilibrio Químico
Efecto de la Presencia de Reactivos o Productos
Efecto de la Presión
Efecto de la Temperatura
Efecto de la Introducción de un gas inerte
97
98
102
103
104
105
106
3.3.
vi
67
79
80
82
89
5.3.
5.3.1.
5.3.2.
5.3.3.
5.3.4.
5.4.
5.5.
5.6.
Tipos de Sistemas Reaccionantes
Reacciones Simples
Reacciones Múltiples en paralelo con subproductos
Reacciones Múltiples en serie con subproductos
Reacciones de Polimerización
Selección del Tipo de Reactor
Esquemas de Intercambio de Calor en Reactores
Fases dentro del reactor
107
107
107
109
6.
6.1.
6.2.
6.3.
Selección del Sistema de Separación
Introducción
Separación de Mezclas Heterogéneas
Separación de Mezclas Homogéneas
121
122
123
125
7.
7.1.
7.2.
7.2.1.
7.2.2.
7.2.2.1.
7.2.2.2.
7.2.2.3.
Selección del Sistema de Intercambio Térmico
Gradientes de Temperaturas
Tipos de Intercambiadores de Calor
Intercambiador de doble tubo
Intercambiador de haz de tubos y coraza
Intercambiadores de tubos en U
Intercambiadores de cabezal fijo
Intercambiadores de cabezal flotante
129
130
134
135
136
137
138
139
8.
8.1.
8.2.
8.3.
8.3.1.
8.3.2
8.3.3
8.4.
Dimensionamiento de Equipo por Métodos Cortos
Propiedades Físicas
Capacidad de Equipos
Líneas de Flujo, Bombas y Motores
Tipos de Bombas
Líneas de Flujo
Reglas Heurísticas
Compresores, Ventiladores, Sopladores y Bombas de
vacío
Tipos de Compresores
Reglas Heurísticas
Recipientes de Proceso
Tipos de Recipientes de Proceso
Reglas Heurísticas para Tanque y Separadores
Reglas Heurísticas para Recipientes a Presión
Reglas Heurísticas para Recipientes de
Almacenamiento
Cambiadores de Calor y Aislantes
Torres de Destilación, Torres de Absorción de Gases y
Torres Empacadas
Tipos de Torres de Separación
Reglas Heurísticas para Torres de Destilación y de
Absorción de Gases
Reglas Heurísticas para Torres Empacadas
Recipientes de Extracción L-L
Reactores
Evaporadores
Mezcladores y Agitadores
142
144
144
146
146
147
148
149
8.4.1.
8.4.2
8.5.
8.5.1.
8.5.2.
8.5.3.
8.5.4
8.6.
8.7.
8.7.1.
8.7.2
8.7.3.
8.8.
8.9.
8.10.
8.11.
vii
110
116
117
149
151
152
152
153
154
154
154
156
156
158
160
161
162
162
163
8.12.
8.12.1.
8.12.2.
8.13.
9.
9.1.
9.2.
9.3.
9.3.1
9.3.2
9.4.
9.4.1.
9.4.2.
9.4.2.1
9.4.2.2
9.5.
9.5.1
9.6.
Cristalizadores
Tipos de Catalizadores
Reglas Heurísticas
Ejemplos de Uso de Reglas Heurísticas
Estimación de Costos
Costos fijos de capital
Costos de Capital de Trabajo
Costos de Operación
Costos Variables de Operación
Costos Fijos de Operación
Estimación de Costos de Capital
Estimados de Orden de Magnitud
Estimados de Caso de Estudio
Método de Factores de Lang
Método de Factores
Estimación de Costos de Operación
Costo de Mano de Obra
Costos Totales
164
163
164
165
172
173
176
176
176
177
177
181
184
185
185
196
198
199
Apéndice A. Propiedades de la Tubería de Acero
Apéndice B. Materiales de construcción y su capacidad
para manejar compuestos
201
202
viii
CAPÍTULO 1
DIAGRAMAS DE PROCESO
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
1. DIAGRAMAS DE PROCESO
En este capítulo introductorio a la Ingeniería de Procesos se presentan los tres tipos de
diagramas de proceso que más se utilizan en la industria de procesos químicos y
bioquímicos: los diagramas de bloques, los diagramas de flujo de proceso y los diagramas
de tuberías e instrumentación. Por medio de ellos se describe la información más
importante de los procesos y se utilizan en todas las etapas de la vida útil de una planta,
incluyendo las etapas de diseño e ingeniería, la construcción, la puesta en marcha, la
operación, el mantenimiento y la mejora. En este capítulo se describe la información que
se puede obtener a partir de cada uno de estos diagramas y se muestran ejemplos
ilustrativos de cada uno.
Las industrias de los procesos químicos y
bioquímicos se encargan de elaborar una gran
variedad de productos orientados a mejorar nuestra
calidad de vida o a producir materias primas para
otras industrias que las utilizan en la fabricación de
artículos que utilizamos a diario.Entre los productos
elaborados por estas industrias se encuentran desde
los combustibles hasta los medicamentos, pasando
por los plásticos, las telas sintéticas y los alimentos
elaborados.
laimportancia de evitar errores o confusiones
durante el diseño y la operación de las plantas; para
evitarlo seelaboran y utilizan diagramas que
permitan visualizar toda la información de la planta
de manera rápida y precisa,lo cual permiteevitar los
errores de comunicación entre las personas que
trabajan dentro de las plantas y durante el diseño y
la construcción de las mismas.
Estas son las razones por las cuales los ingenieros
químicos y bioquímicos deben tener la capacidad
para elaborar, analizar e interpretar perfectamente
los diagramas de procesos.
Los procesos de la industria química y los procesos
biológicos son generalmente complejos,involucran
el uso de sustancias altamente reactivas, tóxicas,
corrosivas y contaminantes, o microorganismos y
enzimas que pueden ser nocivos para la salud.
Además, estas sustancias normalmente se
manipulan a altas presiones y temperaturas, y en
ocasiones se requiere de condiciones higiénicas y de
esterilidadprincipalmente en la fabricación de
productos farmacéuticos.
Desde que la idea de una planta química es
concebida hasta que ésta comienza a operar pueden
transcurrir hasta dos o tres años, y pueden invertirse
millones de pesos durante este tiempo, sin que se
recupere nada de la inversión ni se obtengan
ganancias. Por tanto la planta construida debe
operar durante muchos años de manera eficiente
para recuperar la inversión en cuanto a diseño y
construcción, y obtener las ganancias esperadas.
Durante el período de operación de la planta la
calidad de las materias primas utilizadas puede
cambiar, puede ser necesario aumentar la calidad de
los productos, puede cambiar la demanda
delmercadoy por tanto la tasa de producción, la
La utilización de estas sustancias puede tener
consecuencias peligrosas como explosiones, daño al
medio ambiente y puede afectar la salud de las
personas, tanto de aquellas que trabajan
directamente en los procesos, como de aquellas que
consumen los productos. De ahí se deriva
2
Introducción a la Ingeniería de Procesos
eficiencia de los equipos puede reducirse debido al
uso, pueden desarrollarse catalizadores que
produzcan un mejor rendimiento, pueden cambiar
los costos de los servicios auxiliares, pueden
cambiarse o introducirse regulaciones ambientales y
pueden aparecer equipos más eficientes en el
mercado. Como resultado de todos estos cambios no
planeados, la operación de la planta debe
modificarse y para ello es necesario contar con la
información de los distintos diagramas de procesos,
los cuales deben actualizarse continuamente.
de bloques, los diagramas de flujo de procesos y los
diagramas de tuberías e instrumentación.
Aunque la información contenida en los diagramas
de proceso originales permanece constante, es
necesario mantenerlos actualizados, tomando en
cuenta los cambios en la operación y las
adecuaciones realizadas a la planta. Con este
propósito se generan versiones actualizadas de los
diagramas de proceso originales, los cuales permiten
comprender los cambios que se van realizando en la
planta a través del tiempo. Además estos diagramas
son esenciales para los ingenieros en caso de que se
requiera diagnosticar los problemas de operación
para resolverlos, encontrar y eliminar cuellos de
botella para incrementar la productividad, y predecir
el efecto de cambios en las condiciones de
operación. Todas estas actividades son necesarias
para mantener una planta en operación y que ésta
sea redituable económicamente.
Con el objeto de disponer de toda la información
sobre el diseño, la construcción, la puesta en marcha
y la operación de una planta, se elaboran diferentes
tipos de diagramas o dibujos; cada uno de ellos
incluye diversos tipos de información acerca de la
planta. Existen tres tipos principales de diagramas
utilizados en la ingeniería de procesos: los diagramas
1.1.
DIAGRAMAS DE BLOQUES
Para elaborar estos diagramas es necesario conocer,
además del o los productos que se producirán, el
tipo de proceso mediante el cual se obtendrán los
productos, las reacciones químicas que se llevarán a
cabo en el proceso y las materias primas a partir de
las cuales se obtendrá el producto. En estos
diagramas la descripción de un proceso se plasma en
un diagrama que contiene la mínima información
sobre el proceso y es con estos diagramas con los
que se realizan los primeros balances de materia de
una planta.
Existen dos tipos de diagramas de bloques:
Los diagramas de bloques consisten en una serie de
bloques conectados mediante corrientes de entradas
y salidas, incluyen algunas de las condiciones de
operación más importantes(temperatura y presión),
y alguna otra información como las tasas de
conversión y recuperación, si es que se conocen.
Como ejemplo de un Diagrama de Bloques de
Proceso se presenta uno de los procesos utilizados
para la obtención de benceno, conocido como
hidrodesalquilación de tolueno.En este proceso se
hacen reaccionar tolueno e hidrógeno para obtener
benceno y metano, de acuerdo con la siguiente
reacción:
1. Diagramas de Bloques de Procesos. Son aquellos
que muestran las etapas principales de un proceso.
2. Diagrama de Bloques de Complejos. Son aquellos
que contienen todos los procesos de un complejo
químico, formado por varias plantas diferentes.
1.1.1. DIAGRAMA DE BLOQUES DE
PROCESO
Los diagramas de bloques no contienen detalles
acerca de lo que sucede en cada uno de los bloques,
pero muestran de forma condensada las principales
corrientes del proceso.
C7 H 8 + H 2
C6 H6 + CH4
Tolueno + HidrógenoBenceno + Metano
3
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
En este proceso se alimentan dos corrientes: una de
hidrógeno gaseoso con una concentración de
hidrógeno de 98 % mol y la otra de tolueno líquido.
Esta reacción es exotérmica (-18,000 BTU/lbmol) y
las condiciones de la corriente que entra al reactor
son 620 °C y 36 bar; la reacción se lleva a cabo en
fase gas, con un rendimiento aproximado de 70 %
mol.
y precisa del proceso y no incluye detalles de
operación que pueden complicar la comprensión del
proceso. Como se observa en esta Figura, las
entradas de materias primas se colocan en el
extremo izquierdo del diagrama, y las salidas de los
productos aparecen en el extremo derecho del
mismo; esto facilita y agiliza la visualización de las
entradas y salidas del proceso. Las diferentes
operaciones unitarias que se llevan a cabo en el
proceso se representan como bloques y no se
incluyen los equipos secundarios.Por ejemplo la
torre de destilación y sus equipos auxiliares,
(rehervidor, condensador, recipiente de separación
líquido-vapor, etc.), se representan como un solo
bloque “destilación”. Si además de conocer la
reacción que se lleva a cabo, se tiene información
acerca de la conversión dentro del reactor, pueden
realizarse los primeros balances de materia para
determinar la cantidad de materias primas y
productos en el proceso, como se muestra en el
Ejemplo 1.1.
Mediante este proceso se produce benceno como
producto principal y metano como subproducto, a
partir de tolueno e hidrógeno como materias primas.
Dado que la reacción no se lleva a cabo al 100%, es
necesario separar el tolueno que no reacciona para
obtener el benceno en las condiciones requeridas
para su venta, por medio de destilación. El tolueno
se recircula al reactor y el benceno sale del proceso.
Los gases no condensables, hidrógeno y metano, se
separan de los productos de reacción y salen del
proceso. En la Figura 1.1 se muestra el diagrama de
bloques de este proceso, el cual ofrece una idea clara
Gases
Tolueno
8425 kg/h
Mezcla
gaseosa
(H2, CH4)
Separador
Reactor
gas -líquido
Hidrógeno 55
kg/h
Benceno
Destilación
Líquidos
Tolueno
Figura 1.1. Diagrama de bloques de flujo de proceso de una planta de producción de benceno.
EJEMPLO 1.1.
Mediante el proceso de hidrodesalquilación de tolueno, se desean obtener 5000 kg/h de benceno y se sabe que la
conversión de tolueno en el reactor es del 70% mol.
Calcular la cantidad de materias primas y subproductos de acuerdo con el diagrama de bloques de la Figura 1.1.
4
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Solución:
Primero debe realizarse el balance estequiométrico de la reacción:
C7H8+ H2
C6 H6 + CH4
Posteriormente es necesario conocer la masa molecular de cada uno de los compuestos involucrados en el
proceso:
Compuesto Fórmula
molecular
Tolueno
C7H8
Hidrógeno H2
Benceno
C6H6
Metano
CH4
Masa
Molecular
92
2
78
16
Con estos datos puede calcularse la cantidad de tolueno (Tol) requerido para producir 5000 kg/h de benceno
(Ben); debe tomarse en cuenta que del total de tolueno que se alimenta al reactor únicamente el 70 % se
convierte en benceno, y dado que no existen reacciones secundarias, el resto del tolueno alimentado no
reacciona y debe separarse en la columna de destilación para recircularse al reactor:
5000 𝑘𝑔𝐵𝑒𝑛/𝑕
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐵𝑒𝑛
78 𝑘𝑔𝐵𝑒𝑛
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐵𝑒𝑛
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙𝑎𝑙𝑖𝑚
0.7 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑟𝑒𝑎𝑐
92 𝑘𝑔𝑇𝑜𝑙
= 8425 𝑘𝑔𝑇𝑜𝑙/𝑕
𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙
De la cantidad de tolueno alimentado al reactor el 70% mol reaccionará para formar benceno, por tanto a la
salida del reactor se tendrá el tolueno que no reaccionó:
8425 𝑘𝑔𝑇𝑜𝑙/𝑕
0.3 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙𝑞𝑢𝑒𝑛𝑜𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖𝑜𝑛𝑎𝑛
= 2527.5 𝑘𝑔𝑇𝑜𝑙𝑞𝑢𝑒𝑛𝑜𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖𝑜𝑛𝑎𝑛/𝑕
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜
Considerando la relación estequiométrica de la reacción de producción de benceno, es necesario alimentar la
misma cantidad molar de hidrógeno que de tolueno, por tanto:
8425 𝑘𝑔𝑇𝑜𝑙/𝑕
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙
92 𝑘𝑔𝑇𝑜𝑙
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐻2
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑇𝑜𝑙
2 𝑘𝑔𝐻2
= 183.15 𝑘𝑔𝐻2 /𝑕
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐻2
Es necesario considerar que si únicamente reacciona el 70% de tolueno, también reaccionará el 70% mol del
hidrógeno alimentado, por tanto el hidrógeno que saldrá del reactor será:
183.15 𝑘𝑔𝐻2 /𝑕
0.3 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐻2 𝑞𝑢𝑒𝑛𝑜𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖𝑜𝑛𝑎𝑛
= 55 𝑘𝑔𝐻2 𝑞𝑢𝑒𝑛𝑜𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖𝑜𝑛𝑎𝑛/𝑕
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐻2 𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜
De acuerdo con la relación estequiométrica, los moles de metano producidos son iguales a los moles de benceno,
por tanto:
5000 𝑘𝑔𝐵𝑒𝑛/𝑕
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐵𝑒𝑛
78 𝑘𝑔𝐵𝑒𝑛
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐶𝐻4
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝐵𝑒𝑛
16 𝑘𝑔𝐶𝐻4
= 1025.64 𝑘𝑔𝐶𝐻4 /𝑕
𝑘𝑚𝑜𝑙𝐶𝐻4
Ahora puede decirse que para obtener 5000 kg/h de benceno es necesario alimentar al reactor 8,425 kg/h de
tolueno y 183.15 kg/h de hidrógeno, que la corriente de salida del reactor tendrá 5,000 kg/h de benceno, 2,527.5
kg/h de tolueno, 55 kg/h de hidrógeno y 1026 kg/h de metano.
5
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
fraccionadora que opera a una presión ligeramente
superior a la presión atmosférica. En la primera
torre, llamada Torre Atmosférica, el crudo se separa
físicamente en distintas fracciones por destilación
directa, debido a la diferencia entre los puntos de
ebullición específicos de cada una de la fracciones.
La Torre Atmosférica opera a temperaturas entre 350
y 450 °C.
1.1.2. DIAGRAMA DE BLOQUES DE
COMPLEJOS
Cuando se tiene un complejo industrial del tipo de
los complejos petroleros o petroquímicos, es
conveniente contar con un diagrama de bloques
maestro, que muestre todas las plantas dentro del
complejo. En estos diagramascada plantase
representa como un bloque, lo cual ayuda a realizar
los balances de materia, ya que los productos que
salen de una planta pueden ser las materias primas
que entrana otra. La Figura 1.2 muestra el diagrama
general de bloques de una refinería típica.
Las fracciones obtenidas por orden decreciente de
volatilidad son: gases, destilados ligeros, destilados
medios y residuos. Como se aprecia en la Figura1.2
los productos que se obtienen a partir del petróleo
crudo son los siguientes: gases licuados de petróleo
(GLP) en aproximadamente 4.4% en peso, gasolinas
21.1 % en peso, gasóleos 53.7 %, queroseno 9.5 %,
coque 9.4 % y azufre 1.9%; la composición varía de
acuerdo a la edad del crudo, un crudo relativamente
joven es más “pesado”, tiene menor contenido de
fracciones ligeras, éste es el caso del crudo maya. Por
tanto, la cantidad precisa de cada uno de los
productos de la destilación atmosférica depende de
la calidad del crudo que se procese, lo cual a su vez
es función del lugar de donde se extrae el petróleo.
El petróleo crudo es un producto que se obtiene del
subsuelo, cuyo valor comercial es relativamente bajo
en su estado natural y que en raras ocasiones se
utiliza sin procesar. Contiene desde compuestos
como el metano, que tienen un átomo de carbono en
su estructura molecular, hasta compuestos con 70 o
más átomos de carbono.
Durante el proceso de refinación es posible obtener
mayores eficiencias y menores costos si la separación
del crudo se lleva a cabo en dos etapas, primero
fraccionando la totalidad del crudo a presión
atmosférica, y luego alimentando el residuo a un
segundo fraccionador que opera a vacío. Cada una
de estas fracciones se procesa en una planta
diferente para obtener diferentes derivados del
petróleo.
Las fracciones ligeras consisten de gases ligeros y
gasolinas; los gases ligeros
(GLP) tienen
temperaturas de ebullición menores a los 20 °C y
longitudes de cadenas de tres y cuatro átomos de
carbono, la aplicación principal de estos gases es
como combustible.
Las gasolinas tienen puntos de ebullición entre 40 y
150 °C, la longitud de sus cadenas es de 5 a 9 átomos
de carbono y su aplicación principal es como
combustible para automóviles.
Por tanto, el primer paso en la refinación de
cualquier tipo de crudo que llega alarefinería
consiste en la separación del crudo en varias
fracciones por medio de un proceso de destilación,
es decir se lleva a cabo el fraccionamiento del crudo
en una columna de destilación que opera a presión
atmosférica. En la mayoría de las refinerías esta
separación se lleva a cabo en dos etapas, en la
primera etapa el crudo se calienta a la máxima
temperatura que soporte el crudosin reaccionar y
posteriormente se alimenta a una torre
Las fracciones medias están constituidas por
queroseno y gasóleo, el queroseno tiene puntos de
ebullición entre 170 y 250 °C y longitudes de cadena
de 13 a 17 átomos de carbono, se utiliza
principalmente para la producción de combustibles
para aviación. El gasóleo tiene puntos de ebullición
entre 250 y 320 °C y longitudes de cadena de entre 17
6
Introducción a la Ingeniería de Procesos
y 20 átomos de carbono, a partir de ésta fracción se
obtiene diesel, el cual se utiliza como combustible
en motoresa diesel.
La nafta ligera y sin azufre obtenida después del
proceso de hidrodesulfuración, se procesa en la
Unidad de Isomerización, en este proceso se
modifica la estructura de las moléculas de los
hidrocarburos para obtener productos con
diferentes características. La función principal de
esta Unidad es la transformación de las parafinas
lineales de bajo índice de octano en iso-parafinas de
alto índice de octano.
Las reacciones de
isomerización únicamente cambian la disposición de
los átomos en la molécula, pero su peso molecular se
mantiene. La alimentación típica a las plantas de
isomerización son corrientes ricas en naftas ligeras.
Las reacciones de isomerización ocurren en
presencia de catalizadores y en atmósfera de
hidrógeno.
La fracción más pesada, también llamada residuo
está compuesta por aquellos componentes que no
alcanzaron su punto de ebullición a las condiciones
de temperatura y presión a las que opera la Torre
Atmosférica. Cuando este residuo sale de la Torre
Atmosférica se calienta a una temperatura mayor a
latemperatura de operación de la Torre Atmosférica,
normalmente entre 580 y 620 °C, y se alimenta a
otra torre fraccionadora que opera a una presión
menor a la presión atmosférica. A esta torre se le
llama Unidad o Torre de Vacío y los productos que se
obtienen en ella son gasóleo y residuo de vacío.En
esta planta se recupera hasta el 30 % del crudo total.
Los productos de la Unidad de Vacío se procesan
para recuperar fracciones más ligeras por medio del
rompimiento catalítico de los compuestos, en la
Unidad de craqueo catalítico (FCC - Fractionator
catalytic cracking).
La nafta pesada procesada en la unidad de
hidrodesulfuración se conduce a la Unidad de
reformación de naftas.Este proceso se utiliza para
aumentar el octanaje de las gasolinas. Las naftas
extraídas directamente de la destilación primaria
suelen tener moléculas lineales, por lo que tienden a
detonar por presión, lo cual es nocivo para los
motores a gasolina. En esta planta las moléculas
lineales se convierten en moléculas ramificadas y
cíclicas, queal ser más compactas no detonan por
efecto de la presión. El proceso de reformación
consiste en deshidrogenar los hidrocarburos
alifáticos (alcanos) para obtener compuestos
aromáticos, principalmente benceno, tolueno y
xilenos (BTX), empleando catalizadores de platino y
renio soportados en alúmina. En la reformación
catalítica el número de átomos de carbono de los
constituyentes de la alimentación no varía.
Las fracciones resultantes de la destilación
atmosférica se envían a las Unidades de
hidrotratamiento o hidrodesulfuración donde se
elimina el azufre contenido en los compuestos,
haciéndolo reaccionar con hidrógeno para formar
ácido sulfhídrico.
El gasóleo pesado se une al gasóleo de vacío y ambos
se procesan en la planta de FCC. El residuo de vacío
se envía a la Unidad de Coquización.
El
principal
propósito
delas
plantas
de
hidrodesulfuración es eliminar el azufre contenido
en la corriente de alimentación correspondiente
(GLP, naftas, queroseno, gasóleo).El azufre debe
eliminarse por dos razones: para evitar la
contaminación por óxidos de azufre producidos
durante la combustión, ya que a partir de éstos y en
presencia de agua se produce la “lluvia ácida”, y para
evitar el envenenamiento de los catalizadores
utilizados en los procesos posteriores. Los procesos
de hidrodesulfuración usan catalizadores en
presencia de grandes cantidades de hidrógeno, bajo
altas presiones y temperaturas, con el fin de
promover la reacción del hidrógeno con el azufre.
La planta de FCC consiste en un proceso de craqueo
o rompimiento catalítico donde se lleva a cabo la
ruptura de las moléculas y la hidrogenación de las
mismas.En este proceso los gasóleos obtenidos de la
Unidad de destilación al vacío se descomponen en
presencia de hidrógeno en productos más ligeros y
con un mayor valor agregado. El rompimiento de las
moléculas se lleva a cabo por medio de pirólisis a
altas temperaturas (superiores a los 500 °C), en
presencia de catalizadores.
7
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
El proceso de coquización se utiliza para reducir los
compuestos más pesados y transformarlos en
combustibles más ligeros, el residuo de esta planta
es un carbón casi puro llamado coque.
líquidos,procedentes de distintos procesos para
obtener productos finales con características
específicas. En esta etapa se incorporan los aditivos
para las gasolinas y el diesel, los cuales les confieren
propiedades específicas adicionales. Entre estos
aditivos se encuentran los que mejoran el índice de
octano y el poder antidetonante de la gasolina,
principalmente alcoholes y éteres, los cuales se
utilizan como sustitutos del plomo. El diagrama de
bloques de una refinería completa se presenta en la
Figura 1.2.
Para llevar a cabo los procesos de hidrodesulfuración
e hidrodesintegración se necesita hidrógeno de alta
pureza, el cual se produce en la Planta de hidrógeno.
Por último se lleva a cabo el proceso de mezcla
(blending) el cual consiste en la combinación física
de
varias
fracciones
de
hidrocarburos
H2
HDS
Nafta y GLP
GLP
GLP
Unidad de
Isomerización
Nafta
Gasolina
Crudo
Unidad de
Destilación
Atmosférica
H2
Keroseno
Reformación
catalítica
HDS
Queroseno
H2
Queroseno
H2
HDS
Gasóleo
Gasóleo
Ligero
Gasóleo
Gasóleo
Pesado
H2
Unidad de
Vacío
Gasóleo
de Vacío
Gasóleo
Ligero
Coque
Unidad de
FCC
Gasóleo Pesado
Planta de
Gases
Planta de
Coque
Residuo
de Vacío
Gases residuales de
Hidrotratamiento
Planta
de
Azufre
Planta
de H2
Azufre
H2
Figura 1.2. Diagrama de Bloques de una refinería.
1.2.
DIAGRAMAS DE FLUJO DE PROCESO
Los diagramas de flujo de proceso contienen una
mayor cantidad de información en comparación
conlos diagramas de bloques. Éstos se pueden
elaborar cuando la información con que se cuenta
8
Introducción a la Ingeniería de Procesos
acerca del proceso es más detallada. En estos
diagramas se representan todos los equipos
involucrados en el proceso, los cuales se representan
mediante figuras o esquemas diferentes para cada
tipo de equipo dentro del proceso, de acuerdo con
una nomenclatura universal. Esta nomenclatura
permite que los diagramas de flujo de proceso
puedan ser utilizados convenientemente durante la
transferencia de tecnología entre los diferentes
países. Estos diagramas se utilizan durante toda la
vida útil de la planta debido a que son una fuente de
información rápida y confiable.
con el fluido o el sólido de proceso; también
incluyen la secuencia que siguen las materias primas
dentro del proceso, hasta convertirse en productos, y
algunas de las condiciones más importantes del
proceso. En la parte inferior de estos diagramas se
colocan tablas con los balances de materia y energía.
La información que contienen los diagramas de flujo
de proceso puede clasificarse como:
1. Topología del proceso
2. Información sobre las corrientes de proceso
3. Información sobre las condiciones de
operación de los equipos principales del
proceso
Los diagramas de flujo de proceso contienen entre
otros, todos los equipos principales de proceso, esto
es, incluyen todos los equipos que están en contacto
1.2.1.
TOPOLOGÍA DEL PROCESO
La topología del proceso se refiere a la secuencia de
los equipos dentro del proceso. Esta secuencia indica
el camino que siguen las materias primas desde que
entran al proceso hasta que salen del mismo
convertidas en productos y subproductos. Esta
secuencia se esquematiza mediante flechas que unen
a los equipos, indicando el orden en que entran las
materias primas a cada uno de los equipos.
determina de acuerdo con el tipo de equipo, la
sección de la planta a la cual pertenecen y un
número consecutivo. En la Tabla 1.1 se muestra las
siglas utilizadas convencionalmente para todos los
equipos de proceso. Por ejemplo, para identificar
una bomba centrífuga dentro de un diagrama de
flujo se elije la letra correspondiente al tipo de
equipo (PC), de acuerdo con la simbología mostrada
en la Tabla 1.1, se coloca un guión, un dígito que
representa la sección de la planta a la cual pertenece
la bomba y un número consecutivo de dos dígitos
para las bombas. Así la primera bomba centrífuga
de la segunda sección de la planta se identificará
como: P-201. La identificación de cada equipo se
coloca debajo de su representación esquemática
dentro del diagrama de flujo de proceso.
En los diagramas de flujo de proceso, al igual que en
los diagramas de bloques, la entrada de las materias
primas se indica en la parte izquierda del diagrama y
la salida de todos los productos y subproductos
aparecen en el lado derecho del mismo para facilitar
su localización. Las corrientes de entradas y salidas
del proceso se representan mediante círculos como
los mostrados en la Figura 1.3
Los equipos en el diagrama de flujo se unen por
medio de líneas que representan el flujo de las
corrientes de proceso, cada corriente se identifica
con un número consecutivo, normalmente colocado
dentro de un rombo sobre la línea correspondiente.
Sobre las líneas del diagrama de flujo se representan
las válvulas de control más importantes del proceso,
algunas de las cuales se muestran en la Figura 1.4.
Existe una simbología definida internacionalmente
para representar cada uno de los tipos de equipo
dentro de los diagramas de flujo de proceso. Esta
simbología se muestra en la Figura 1.3.
Dentro delos diagramas de flujo de proceso todos los
equipos y las líneas de proceso tienen una
identificación. La identificación de los equiposse
9
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
Intercambiadores
de calor (HE)
Bombas (P)
PC
PR
Recipientes (V)
Reactores (R)
Compresores (C)
Tanque de
Almacenamiento (TK)
Calentador a fuego
directo (HF)
Horno
Torres de
Destilación (T)
Entrada a proceso
Salida de proceso
Figura 1.3. Representación esquemática de los equipos de proceso en un Diagrama de Flujo de Proceso
10
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Tabla 1.1. Siglas de Identificación de los Equipos de Proceso
Descripción del equipo
Compresor
Intercambiador de calor
Horno
Bomba
Reactor
Torre
Tanque de almacenamiento
Recipiente
1.2.2
Identificación
C
HE
FU
PC, PR, PP
R
TW
TK
VE
INFORMACIÓN SOBRE LAS CORRIENTES DE PROCESO
En la parte inferior del diagrama de flujo de proceso
se coloca una tabla en la cual aparece el número de
identificación de todas las corrientes mostradas en el
diagrama y la información más relevante sobre cada
una. Normalmente se incluyen la temperatura, la
presión, el flujo másico y/o molar, la composición de
las corrientes (la fracción de todos los compuestos
presentes en cada corriente), la densidad, la
viscosidad, las capacidades caloríficas, la entalpía y
en general toda la información requerida para
realizar los balances de materia y energía del
proceso, y los resultados de los mismos.
Opcionalmente puede agregarse un nombre a cada
corriente.
Válvula de compuerta
V-1
Válvula
de globo
V-2
Válvula
de control
V-3
Válvula
check
V-4
Figura 1.4. Representación esquemática de válvulas en un diagrama de flujo de proceso
11
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
1.2.3 INFORMACIÓN SOBRE EL EQUIPO
Dentro del diagrama de flujo de proceso debe
incluirse la información sobre las condiciones de
operación de los equipos más importantes del
proceso. Sin embargo no se incluye toda la
información disponible sobre condiciones de
operación, debido a que el diagrama se vuelve
demasiado complejo y difícil de comprender, por lo
que deja de cumplir con su objetivo principal,
facilitar y agilizar la comprensión del proceso.
Cuando se ha elaborado el diagrama de flujo de
proceso es posible llevar a cabo un diseño preliminar
del equipo el cual se utiliza posteriormente para
diseñar detalladamente cada uno de los equipos y
posteriormente construirlos, para estimar el costo
de los equipos y por último el costo total de la
planta. La información que se incluye en el diseño
preliminar de los equipos depende del tipo de
equipo, la Tabla 1.4 muestra las características
principales que debe incluir el diseño preliminar del
equipo de acuerdo con cada uno de los tipos de
equipo.
Las condiciones de operación que se incluyan en el
diagrama de flujo deben seguir la simbología
mostrada en la Tabla 1.2. Esta simbología debe
incluirse en el Diagrama de Flujo de proceso con las
unidades correspondientes.
Tabla 1.2. Simbología para las condiciones de Operación en un Diagrama de Flujo de Proceso
Condición
Identificación de
corriente
Temperatura (°C)
Simbología
Presión (bar)
Flujo másico (kg/h)
Flujo molar (kmol/h)
Flujo de líquido
Flujo de vapor
1.2.4 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
La Figura 1.5 muestra el diagrama de flujo de proceso
de una planta de producción de benceno, utilizando
el proceso de hidrodesalquilación de tolueno. En él
se representan todos los equipos principales de la
planta, unidos por medio de flechas que representan
la secuencia del proceso. Todos los equipos están
identificados con una letra seguida de un guión y
tres dígitos como se explicó anteriormente. Las
corrientes se encuentran numeradas, y las corrientes
de entradas y salidas del proceso se identifican y
ubican al lado izquierdo y derecho del diagrama
respectivamente.
12
Introducción a la Ingeniería de Procesos
En el caso de los intercambiadores de calor, los
cuales tienen dos corrientes de entrada y dos de
salida, una entrada y una salida para el fluido de
proceso y las correspondientes para el fluido de
calentamiento o enfriamiento,las corrientes que se
muestran en el diagrama de flujo son las corrientes
de proceso y las corrientes de calentamiento o
enfriamiento se muestran como pequeñas líneas,
pero no se muestra de donde vienen, ya que las
corrientes de servicios auxiliares corresponden a
otra sección de la planta.
Los diagramas de flujo de proceso se acompañan de
una descripción escrita del mismo a la cual se le
llama “Descripción del Proceso”.
En ésta se
redacta una descripción detallada que, junto con el
diagrama de flujo, permite comprender claramente
la secuencia delos materiales dentro de la planta. En
el siguiente ejemplo se muestra la descripción del
proceso de hidrodesalquilación de tolueno, de
acuerdo con el diagrama de flujo de proceso
mostrado en la Figura 1.5.
EJEMPLO 1.2.
Realizar la descripción del proceso de hidrodesalquilación de tolueno de acuerdo con el diagrama de flujo de
proceso mostrado en la Figura 1.5.
Solución:
La planta de benceno de la Universidad Autónoma Metropolitana Unidad Azcapotzalco producirá 5,000 kg/h de
benceno por medio del proceso de hidrodesalquilación de tolueno.
Esta planta se ubicará en las propias
instalaciones de la Universidad y utilizará como materias primas tolueno e hidrógeno. La reacción mediante la cual
se llevará a cabo la obtención de benceno es la siguiente:
C7 H8 + H2C6H6 + CH4
El proceso comienza con la entrada de tolueno e hidrógeno al proceso tal como se presenta en el diagrama de flujo
de proceso (Figura 1.5.). El tolueno que ingresa a la planta (corriente 1) se almacena en el recipiente V-101, el cual
permite una operación continúa de la planta por 5 días. El tolueno que se encuentra en el tanque V-101 se bombea
por medio de las bombas P-101 A y B (corriente 2), y se mezcla con el hidrógeno proveniente de fuera de límites de
batería. Ambas materias primas se calientan en el intercambiador de calor E-101, utilizando vapor de alta presión
(HPS) (corriente 4). Debido a que no es posible alcanzar la temperatura de reacción (600 °C) utilizando vapor de
alta presión, es necesario calentar la mezcla de materias primasutilizando el horno H -101(corriente 6).
La mezcla de reacción entra al reactor R-101, que opera a una temperatura de 600 °C y una presión de 25 bar, el R-101
es un reactor empacado con un lecho fijo de catalizador a base de Níquel-Cobalto-Molibdeno. La reacción que se
lleva a cabo es altamente exotérmica lo cual provoca un aumento en la temperatura del reactor, por lo que es
necesario vigilar que no supere la temperatura máxima de 732 °C. La proporción de alimentación hidrógeno: tolueno
al reactor es de 5:1 molar, con el fin de evitar la formación de coque dentro del reactor.
El efluente del reactor (corriente 9) se enfría en el intercambiador de calor E-102, a una temperatura de 38 °C,
utilizando agua de enfriamiento (CW). Posteriormente el efluente del reactor ya a 38 °C,pasa a un tanque separador
líquido-vapor, el V-102, en el que se producen dos fases, una gaseosa que contiene hidrógeno y metano (corriente 8),
y otra líquida con benceno y el tolueno que no reaccionó; una parte de la fase gaseosa obtenida en el V-102 se
recircula al reactor, pasando previamente a los compresores C-101 A y B para elevar nuevamente la presión del gas a
la presión del reactor y recircular parte del hidrógeno (corriente 7).El resto de los gases salen del proceso (corriente
20). Únicamente una parte de los gases que salen de los compresores se recircula al reactor, la otra parte se une a la
corriente de hidrógeno y tolueno que entran al E-101 para regresar al reactor.
13
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
La fracción líquida que sale del V-102 (corriente 21) pasa al recipiente de separación líquido-vapor V-103 para
eliminar el resto del hidrógeno y del metano que queden en la fracción líquida; la fase gaseosa del V-103 (corriente
17) se une a la corriente de salida de gases del V-102 y sale del proceso. La salida de gases del proceso es necesaria
debido a que si no existiera una purga el metano se acumularía dentro del proceso, ya que a las condiciones de
operación del reactor la reacción de producción de benceno es irreversible.
La fracción líquida del V-103 (corriente 18) se calienta en el intercambiador de calor E-103 utilizando vapor de baja
presión (LPS), para alcanzar las condiciones de alimentación a la torre de destilación T-101 (corriente 10), donde se
separan el benceno y el tolueno. La corriente de domos de la torre T-101 (corriente 13) pasa al condensador E-104, el
cual opera con agua de enfriamiento (CW) y condensa los gases provenientes de la parte superior de la torre.
Posteriormente la corriente de domos que sale del E-104 pasa al recipiente de separación líquido-vapor V-104 en
donde se eliminan en la fase gaseosa, el resto del hidrógeno y del metano que pudieran estar presentes aún en la
corriente (corriente 19). La fase líquida se bombea con las bombas P-102 A y B, esta corriente (corriente 14) se divide
por medio de una válvula para recircular una parte del líquido a la torre (corriente 12), y el resto se enfría en el
intercambiador E-105 con agua de enfriamiento para obtener el benceno a la temperatura de salida del proceso
(corriente 15).
El rehervidor de la torre de destilación es el intercambiador de calor E-106, el cual opera con vapor de media presión
(MPS). El producto de fondos de la torre T-101 (corriente 11), el cual contiene el tolueno que no reaccionó, se recircula
al tanque de almacenamiento de tolueno V-101.
Utilizando el diagrama de flujo de proceso y la
descripción del proceso puede entenderse
fácilmente en qué consiste el proceso de una planta.
Parte de la información importante que debe
conocerse acerca del proceso son los balances de
materia y energía de la misma, por lo cual estos
balances se incluyen en la parte inferior del
diagrama de flujo de proceso. Estos balances se
realizan utilizando la numeración de las corrientes
del diagrama de flujo y deben contener toda la
información acerca de cada corriente. Por motivos
de espacio los balances de materia y energía
correspondientes al diagrama de flujo de la Figura
1.5 se muestran en la Tabla 1.3. Como parte adicional
del diagrama de flujo de proceso se incluye una lista
del equipo y el nombre de cada uno de los equipos.
pueden consultar los diseños originales y los
cambios que se realizaron a través del tiempo, y se
puede saber quién realizó dichos cambios.
Los diagramas de flujo se utilizan durante toda la
vida útil de la planta: se elaboran durante el diseño
del proceso, en esta etapa se realizan muchas
versiones y revisiones de los mismos, hasta que se
llega a una versión definitiva a partir de la cual se
desarrolla la ingeniería de detalle de la planta.En la
etapa de ingeniería de detalle estos diagramas sirven
para diseñar la capacidad y las dimensiones de cada
uno de los equipos, para realizar los diagramas de
tuberías e instrumentación de cada una de las
secciones de la planta, y también se utilizan para
desarrollar los planos de arreglo de la planta, los
cuales incluyen la ubicación y el arreglo de todos los
equipos en el terreno. Durante la planeación de la
construcción y la construcción misma de la planta se
usan como guía general; durante la puesta en
marcha de la planta son indispensables para saber
las cantidades de los diferentes materiales que deben
entrar y salir del proceso. También se utilizan
durante la capacitación del personal que operará la
planta. Durante todo el tiempo que opera una
Por último los diagramas de flujo deben identificarse
perfectamente, para ello se coloca un recuadro en la
parte inferior derecha en el que se indica la
Compañía que elabora el proyecto, el nombre de la
planta, su ubicación y capacidad, las siglas de las
personas que realizaron y revisaron el diagrama, la
fecha en que se elaboró y la versión del diagrama.
De esta forma al estudiar un proceso ya existente se
14
Introducción a la Ingeniería de Procesos
planta se utilizan para saber las modificaciones que
presenta el proceso en su operación con respecto al
diseño original, con ello pueden evaluarse las
desviaciones y sus causas, como desgaste de los
equipos, falta de mantenimiento, e incluso
necesidades de rediseño del proceso.
1
Identificación
C-101 A/B
E-101
E-102
E-103
E-104
E-105
E-106
H-101
P-101 A/B
P-102 A/B
R-101
T-101
V-101
V-102
V-103
V-104
La Tabla 1.3 muestra el balance de materia para el
proceso de hidrodealquilación de tolueno, para una
planta con capacidad para producir 5,000 kg/h de
benceno.
R-101
Descripción
Compresor de recirculación de gas
Precalentador de alimentación
Enfriador efluente reactor
Calentador alimentación T-101
Condensador benceno
Enfriador producto
Rehervidor benceno
Calentador alimentación
Bombas alimentación
Bombas reflujo
Reactor
Columna de benceno
Tanque almacenamiento tolueno
Separador G-L alta presión
Separador G-L baja presión
Tanque de reflujo
Universidad Autónoma Metropolitana
Azcapotzalco
Proyecto: Planta de Benceno
Proceso: Hidrodesalquilación de tolueno
Ubicación: Av. San Pablo # 180
Azcapotzalco
Capacidad: 5,000 kg/h de benceno
Elaboró: MGB
Revisó: MGB
Fecha última revisión: 12abril 2011
Figura 1.5. Diagrama de flujo de proceso de producción de benceno por el proceso
Versión:de
1.6hidrodealquilación de tolueno.
Pág. 1/2
15
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
Tabla 1.3. Balance de materia para el proceso de hidrodealquilación de tolueno para una planta de producción de benceno de
5,000 kg/h.
Corriente
Temperatura
Presión
%Fracción
Flujo
masa
Flujo
molar
H2
CH4
C6H6
C7H8
Peso
Molec.
°C
bar
vapor
Ton/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
Promedio
1
25.00
1.90
0.00
6.08
66.14
0.00
0.00
0.00
66.14
92.00
2
59.00
25.80
0.00
8.09
87.74
0.00
0.00
0.61
87.14
91.90
3
25.00
25.50
1.00
0.50
183.13
174.03
9.10
0.00
0.00
2.70
4
225.00
25.20
1.00
12.47
732.86
447.48
193.07
0.43
87.62
16.48
5
41.00
25.50
1.00
3.90
461.72
273.45
183.89
4.02
0.43
8.32
6
600.00
25.00
1.00
12.47
732.62
447.48
193.07
4.62
87.62
16.93
7
41.00
25.50
1.00
0.22
25.89
15.33
10.31
0.23
0.02
8.32
8
38.00
23.90
1.00
5.60
669.82
396.67
266.70
5.81
0.64
8.32
9
654.00
24.00
1.00
12.72
758.79
397.10
269.13
70.58
21.91
16.63
10
90.00
2.60
0.00
7.06
86.53
0.01
0.54
64.68
21.30
81.05
11
147.00
2.80
0.00
1.99
21.72
0.00
0.00
0.67
21.05
91.57
12
112.00
3.30
0.00
8.52
112.69
0.00
0.00
112.14
0.54
78.06
13
112.00
2.50
0.00
13.81
177.37
0.01
0.54
176.13
0.74
77.89
14
112.00
3.30
0.00
13.81
176.89
0.00
0.00
176.13
0.74
78.05
15
38.00
2.30
0.00
5.00
64.26
0.00
0.00
64.01
0.24
78.05
16
38.00
2.50
1.00
1.59
185.10
108.31
74.87
1.73
0.19
8.47
17
38.00
2.80
1.00
0.04
2.47
0.41
1.89
0.16
0.02
18.22
18
38.00
2.80
0.00
7.00
86.82
0.01
0.54
64.68
21.30
80.78
19
112.00
2.50
1.00
0.01
0.55
0.01
0.54
0.00
0.00
15.69
20
38.00
23.90
1.00
1.51
182.18
107.89
72.47
1.53
0.18
8.29
21
38.00
2.80
0.00
7.06
89.27
0.43
2.68
64.94
21.25
79.13
Equipo
Torres
destilación
Intercambiadores
de calor
Recipientes
Bombas
Compresores
Hornos
Tabla 1.4. Información de diseño preliminar del equipo
Información
Altura, diámetro, presión de diseño y operación, temperatura de diseño y
operación, número de platos o altura del empaque, materiales de construcción
Tipo de intercambiador (gas-gas, líquido-líquido, condensador, evaporador),
carga térmica, área de intercambio, temperaturas de diseño y operación de las
dos corrientes que intercambian calor, número de tubos, número de pasos,
materiales de construcción de tubos y coraza.
Temperaturas y presiones de diseño y operación, fases, altura, diámetro,
espesor, materiales de construcción, orientación (vertical / horizontal).
Flujo, presiones de carga y descarga, temperaturas de operación, gradiente de
presión, tipo de operador/accionador, potencia de la flecha, material de
construcción
Flujo de entrada, temperatura, presión, tipo de operador, potencia de la flecha,
materiales de construcción
Tipo, presión dentro de los tubos, temperatura en tubos, carga térmica,
combustible de operación, materiales, longitud y diámetro de tubos.
16
Introducción a la Ingeniería de Procesos
1.2.5 SERVICIOS AUXILIARES
Dentro el diagrama de flujo de proceso de
producción de benceno mostrado anteriormente se
incluyeron los equipos principales del proceso, sin
embargo para lograr la operación de la planta se
requieren insumos como vapor, agua de
enfriamiento,
electricidad,
etc.,
los cuales
únicamente se indican en el diagrama de flujo de
proceso pero que son indispensables para el
funcionamiento del mismo. Todas las plantas de
proceso requieren de una unidad de Servicios
Auxiliaresdesde
la cual se suministre la
electricidad, el aire comprimido requerido durante
la reacción, se enfríe el agua necesaria para los
procesos de enfriamiento y condensación, se genere
el vapor requerido para el calentamiento, se
produzca el aire necesario para el funcionamiento de
los instrumentos y se lleven a cabo los procesos de
tratamiento de efluentes requeridos por el proceso.
La Unidad de Servicios Auxiliares puede generary/o
suministrar estos requerimientos y cuenta con
tanques
de
combustible,
plantas
de
acondicionamiento de agua, aire, combustibles y
electricidad, en función de la calidad requerida.
Estos servicios se ubican normalmente en una
sección especial de la planta desde donde se
suministran todos ellos. Dentro del diagrama de
flujo de proceso únicamente se incluyen las siglas de
los servicios requeridos por cada equipo, cada uno
de estos servicios se designa por medio de dos o tres
letras por sus siglas en inglés:
compuesto orgánico, normalmente a
temperaturas cercanas a los 400°C.
5. Agua de enfriamiento (cw – cooling water).
El agua utilizada en los procesos de
enfriamiento dentro de la planta se enfría
utilizando torres de enfriamiento, el agua
sale de la torre a una temperatura de 30 °C y
no debe regresar del proceso a temperaturas
mayores a 45°C, debido a la capacidad de las
torres de enfriamiento.
6. Agua de río (wr – water of river). En algunas
ocasiones las plantas utilizan agua
proveniente de algún río cercano como
medio de enfriamiento, el agua normalmente
se encuentra a 25°C y no debe regresar al río
con una temperatura mayor de 35 °C.
7. Agua refrigerada (rw – refrigerated water). El
agua refrigerada se utiliza para enfriar fluidos
de proceso a temperaturas por debajo de las
permitidas por el agua de enfriamiento, su
costo es más elevado. Normalmente llega al
proceso a 5°C y debe regresar al sistema de
generación
de
agua
refrigerada
a
temperaturas no mayores a los 15°C.
8. Refrigerante (rb). Los refrigerantes se
utilizan cuando las condiciones de operación
requieren enfriar a temperaturas por debajo
de los 10 °C, es decir se requiere de un
enfriamiento a temperaturas por debajo de
las permitidas por el agua de enfriamiento y
el agua refrigerada. Su costo es el más
elevado y normalmente llega al proceso a
temperaturas de hasta -45°C y regresa a la
unidad de refrigeración a 0°C.
9. Agua para tratamiento (cs). Es agua con alta
demanda química de oxígeno que requiere
tratamiento después de haber sido utilizada
en el proceso.
10. Agua sanitaria (ss). Es agua con una alta
demanda bioquímica de oxígeno que
requiere tratamiento después de haber sido
utilizada en el proceso
11. Electricidad (el). Las plantas utilizan equipos
con cargas eléctricas de 110, 220, 440 y 660
Volts.
1.
Vapor de baja presión (lps – low pressure
steam). Es vapor saturado que se utiliza para
calentamiento, este vapor tiene entre 3 y 9
bar de presión.
2. Vapor de media presión (mps – medium
pressure steam). Es vapor saturado para
calentamiento, con presiones entre 10 y 15
bar.
3. Vapor de alta presión (hps – high pressure
steam). Vapor saturado a presiones entre 40
y 50 bar.
4. Medio orgánico de calentamiento (htm –
heat transfer organic medium). Consiste en
un medio de calentamiento a base de algún
17
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
12. Gas natural (ng – natural gas). Se utiliza
para generar vapor dentro de las calderas en
algunas plantas.
13. Gas LP. (lpg- fuel gas). Es una mezcla de
gases combustibles que se utilizan para
producir fluidos de calentamiento dentro de
calderas, o en el calentamiento directo de los
fluidos del proceso dentro de hornos.
1.3
14. Aceite combustible (fo – fuel oil). Son los
combustibles líquidos utilizados para la
generación de fluidos de calentamiento, o
calentamiento directo de los fluidos del
proceso. Con ellos se alimentan las calderas y
los hornos.
15. Agua contra incendio (fr).
DIAGRAMAS DE TUBERÍAS E INSTRUMENTACIÓN (DTI)
Una vez determinado el proceso por sus diagramas
de bloques y de flujo de proceso, es necesario
diseñar las tuberías y accesorios que conecten los
diferentes equipos, seleccionando las trayectorias,
diámetros, espesores y materiales de las mismas para
evitar pérdidas de energía. También es necesario
establecer las lógicas de seguridad y control del
proceso, para garantizar la continuidad y eficiencia
del proceso. Esta información se encuentra resumida
y representada en el Diagrama de Tuberías e
Instrumentos (DTI en español o P&ID en inglés). En
estos diagramas pueden colocarse además cuadros
de datos con las características más relevantes del
fluido en cada punto (fluido, presión, temperatura,
etc). El DTI es la herramienta que permite al
ingeniero de proceso identificar cada equipo, tubería
e instrumento, de manera que pueda dirigirse al
expediente de cada uno de esos elementos para su
evaluación y análisis detallado. Un DTI resume toda
la información del diseño operativo de una planta.
El control de un proceso consiste en manipular las
variables de operación para evitar o minimizar los
efectos negativos de un disturbio, teniendo como
objetivo prioritario la seguridad (de la integridad del
personal, de los equipos que constituyen la planta y
del medio ambiente). No menos importante pero
siempre sujeto al cumplimiento de la seguridad, se
encuentra el control operativo del proceso, que
permita la operación continua y eficiente de la
planta, de acuerdo a su diseño. Para llevar a cabo el
control de un proceso, se establecen las lógicas de
seguridad y de operación del proceso. Con estas es
posible especificar los instrumentos necesarios,
desde los instrumentos primarios o de campo, hasta
las computadoras y sistemas de control (PLC y
SCADA por ejemplo).
Siendo el objetivo primario la seguridad, los
instrumentos especificados para esta función son
independientes de los instrumentos de control, es
decir los instrumentos de seguridad nunca se
comparten con los instrumentos de control, aunque
puedan parecer redundantes a primera vista.
Todos los procesos se encuentran sujetos a
disturbios que tienden a cambiar sus condiciones de
operación y por tanto las composiciones y
propiedades físicas y químicas de las corrientes. Con
el propósito de minimizar estos efectos se colocan
instrumentos y sistemas de control automatizados,
los cuales pueden o no estar monitoreados por
medio de computadoras. En general el propósito de
los sistemas de control es lograr que la operación de
las plantas sea segura y se aproxime lo más posible a
operar de manera óptima.
La representación
esquemática de los sistemas de control se condensa
en los diagramas de tuberías e instrumentación.
Por lo general los instrumentos ligados a la lógica de
seguridad actúan bajo un lenguaje binario (señal o
no-señal) para lo cual abren o cierran contactos
(interruptores de presión, de temperatura, de flujo,
etc), permitiendo o negando el paso de una señal
eléctrica o neumática que es procesada por el
módulo matemático de un computador dedicado
(PLC), mediante el uso de compuertas AND, OR,
NOR, NOT, FlipFlop , y cuyo resultado puede ser el
generar alarmas, detener un equipo y arrancar otro,
o incluso disparar (detener) una planta completa, sin
18
Introducción a la Ingeniería de Procesos
importar lo que los instrumentos de proceso
indiquen.
éstas alcancen los valores prefijados durante el
diseño del proceso (consigna).En la Figura 1.8 se
esquematiza el funcionamiento de un sistema de
control.
El arranque y paro de una planta están normalmente
controlados por rutinas de seguridad y hasta que la
planta se encuentra en condiciones de operación,
permite al control operativo del proceso actuar de
acuerdo a su programación. El sistema de seguridad
puede ordenar al de proceso ciertas actuaciones,
pero nunca viceversa (seguridad intrínseca). El
sistema de seguridad permanece siempre activo
supervisando a través de sus instrumentos al
proceso, si detecta una desviación ligera, enciende
alarmas para alertar y permitir al operador su
intervención, si la condición persiste y/o se agrava,
generará paros parciales o totales (disparos de
planta).
Un sistema de control debe ser capaz de conseguir
su objetivo cumpliendo con los siguientes requisitos:
1.
Garantizar en todo momento la seguridad y
la estabilidad del proceso, y ser robusto ante
las perturbaciones que se presenten.
2. Ser tan eficiente como sea posible.
3. Ser de fácil implementación y cómodo de
operar entiempo real con ayuda de una
computadora.
Los elementos básicos que forman parte de un
sistema de control son:
El control operativo del proceso consta por lo
general de instrumentos que transmiten una señal
proporcional a la intensidad de la variable que mide
(4 a 20 mA protocolo HART por ejemplo). Las
señales así transmitidas son procesadas en un
módulo
controlador,
generalmente
PID
(proporcional – integral – derivativo), luego
procesadas matemáticamente de acuerdo a la lógica
de control y sus resultados se convierten en órdenes
para modular la operación de válvulas y/o motores,
arrancar o detener equipos, activar procesos
secundarios y en general lo necesario para operar la
planta con la continuidad y eficiencia establecidas
en su diseño.
1.
Sensores, los cuales permiten medir la
intensidad de las variables del sistema.
2. Controladores, encargados de calcular la
acción que debe aplicarse para modificar las
variables de control, en función de las
medidas obtenidas por los sensores.
3. Actuadores, son los mecanismos que
ejecutan la acción calculada por los
controladores.
Los diagramas de tuberías e instrumentación (DTI)
son la representación gráfica de la secuencia de
equipos, tuberías, accesorios e instrumentos que
conforman un proceso industrial. Estos diagramas
incluyen todos los aspectos mecánicos de la planta
así como el diseño de los sistemas de control:
En la teoría de sistemas de control se definen como
variables de entrada aquellos parámetros que
afectan al proceso y como variables de salida a las
respuestas del sistema. Las variables de entrada se
clasifican en variables de control y perturbaciones;
las variables de control son aquellas que pueden
manipularse, mientras que las perturbaciones son
aquellas sobre las cuales no es posible ejercer ningún
control. Un sistema de control es aquel que se
caracteriza por
la presencia de una serie de
elementos
que
permiten
influir
en
el
funcionamiento del sistema. La finalidad de un
sistema de control es conseguir, mediante la
manipulación de las variables de control, un
dominio sobre las variables de salida, de modo que
a) Para el equipo principal, incluyen: las
unidades de repuesto, las unidades en
paralelo y el resumen detallado de cada
unidad.
b) Para latubería,incluye todas las líneas de
proceso, laslíneas de drenaje, las conexiones
y las especificaciones de cada una; esto
es,los diámetros y espesores (cédula o
calibre), los materiales de construcción y los
aislamientos (tipo y espesor) de cada una de
las tuberías.
c) Para
instrumentos,
incluye:
la
identificación de cada uno de los
19
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
instrumentos, sus controladores asociados,
indicadores, colectores de información y el
tipo de líneas de interconexión.
d) Para servicios auxiliaresincluye: las
entradas y salidas caracterizadas de los
servicios auxiliares y las salidas a tratamiento
de efluentes.
3. Diagrama de Integración, que es la
representación gráfica de los sistemas de
interconexión entre los diagramas de proceso
y los diagramas de servicios auxiliares,
incluye la representación de los cabezales
que unen la planta de proceso con los
servicios auxiliares.
Durante el diseño y la operación de la planta los
diagramas de tuberías e instrumentación permiten a
los ingenieros de proceso seguir cada una de las
tuberías de la planta e identificar cada elemento
instalado en ellas, conocer su función e importancia
y verificar, paso a paso, la operación de la planta
completa.
Los diagramas de tuberías e instrumentación no
incluyen todas las condiciones de operación,
únicamente las variables a controlar y la
identificación de las mismas, tampoco incluyen la
localización del equipo, ni los detalles de las
trayectorias de las tuberías, los soportes de equipo,
las estructuras, ni las cimentaciones.Dependiendo
de la complejidad del proceso, cada diagrama de
flujo de proceso puede requerir de varios diagramas
de tuberías e instrumentación.
De acuerdo a la complejidad del proceso y a la
cantidad de información de un DTI completo,
pueden generarse DTIs parciales que permitan al
ingeniero de planta enfocarse en una sección del
proceso. Existen tres tipos de diagramas de tuberías
e instrumentación:
En los diagramas de tuberías e instrumentación las
líneas se identifican con un código que la especifica
completamente; diámetro, espesor, material y
aislamiento en su caso.
1.
DTI de Proceso, que incluye la
representación gráfica de la secuencia de los
equipos, tuberías, accesorios e instrumentos
que intervienen directamente en el proceso.
2. DTI de Servicios Auxiliares, que incluye la
representación gráfica de la secuencia de
equipos, tuberías, accesorios e instrumentos
que intervienen directamente en los servicios
auxiliares.
La identificación de cada instrumento se coloca
dentro de un círculo, en el lugar aproximado en
donde se ubicará dentro de la planta.Dentro del
círculo se anota la identificación del instrumento y si
su indicación es local, en tablero visible o en tablero
posterior, de acuerdo con la nomenclatura mostrada
en la Tabla 1.5.
Tabla 1.5. Localización de instrumentos
Instrumento localizado en planta
Instrumento localizado en la parte frontal del panel en el cuarto de control
Instrumento localizado en la parte posterior del panel en el cuarto de control
20
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Variables
de
control
Actua
dor
Perturbac
ciones
Siste
ma
Senso
r
Control
ador
Variables
de salida
Senso
r
Consigna
Figura 1.8. Funcionamiento de un sistema general de control.
muestra en la Tabla 1.6. De acuerdo con esta
convención cada instrumento se identifica por
Tabla 1.6. Significado de las letras de identificación XYY
Letra
A
B
C
D
E
F
H
I
J
K
L
M
O
P
Q
R
S
T
V
W
Y
Z
Primera letra X
Análisis
Quemador de flama
Conductividad
Densidad
Voltaje
Flujo
Manual
Corriente
Potencia
Tiempo
Nivel
Humedad
Presión o vacío
Cantidad
Tasa o radioactividad
Velocidad o frecuencia
Temperatura
Viscosidad
Peso
Posición
Segunda o Tercera letra
YY
Alarma
Control
Elemento
Alto
Indicador
Estación de control
Bajo
Medio
Orificio
Punto
Grabar o imprimir
Interruptor
Transmisor
Válvula
Correcto
Computador o calculador
Accionador
La identificación de los instrumentos se lleva a cabo
mediante una convención internacional, la cual se
21
medio de dos o tres letras, seguidas de un guión y
dos dígitos consecutivos para cada clase de
instrumento. La primera letra (X) describe una
parte de la función del instrumento y la segunda o
las segunda y tercera letras describen el resto de la
información del instrumento. Por ejemplo un
instrumento identificado como LE es un elemento
de nivel (level element); un instrumento
identificado como LIC es un indicador y
controlador de nivel; un instrumento identificado
como LAH es una alarma por alto nivel (level alarm
high).
Si el instrumento identificado como LAH-01 se
encuentra dentro de un círculo sin ninguna línea
como el primer elemento de la Tabla 1.5, significa
que la alarma por alto nivel 01 se encuentra ubicada
en la planta, posiblemente sobre el equipo al que
pertenece. Si esa misma alarma de nivel LAH-01 se
encuentra en el diagrama de tuberías e
instrumentación dentro de un círculo con una línea
continua, como el segundo elemento mostrado en
la Tabla 1.5, significa que la alarma LAH-01 se
encuentra ubicada en el panel del cuarto de control.
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso

De igual forma existe una convención para
identificar el tipo de conexión entre los
instrumentos, como se presenta en la Tabla 1.7. Los
instrumentos pueden estar interconectados entre sí
por medio de conexiones capilares, eléctricas o
neumáticas, que envían la señal de un instrumento
al siguiente.


En la Figura 1.9 se muestra el diagrama de tuberías e
instrumentación de la torre de destilación del
proceso de hidrodesalquilación de tolueno. Uno de
los circuitos de control que aparece en esta figura es
el que corresponde al control de nivel de líquido del
recipiente V-104. En esta Figura se observa que en el
recipiente V-104 existe un sensor de nivel LE,
seguido de un transmisor de señal de nivel LT, que
transmite una señal eléctrica del sensor de nivel LE
al indicador y controlador de nivel LIC. Este LIC se
encuentra ubicado en el panel del cuarto de control.
Del indicador y controlador de nivel LIC se envía
una señal eléctrica al instrumento identificado
como LY, el cual se encarga de calcular la posición
correcta de la válvula y de mandar una señal
neumática para activar la válvula de control LCV.
Además existen dos alarmas colocadas en el cuarto
de control, una por alto nivel (LAH) y la otra por
bajo nivel (LAL), de líquido en el recipiente V-104.
Además los diagramas de tuberías e instrumentación
se utilizan para entrenar a los operadores de las
plantas, para determinar los límites de operación,
para construir simuladores, y durante el arranque o
“puesta en marcha” de la planta.
Tabla 1.7. Identificación de las conexiones de instrumentos
Capilar
Neumática
Eléctrica
Debe observarse que en un diagrama de bloques la
columna de destilación aparece como un bloque, en
un diagrama de flujo de proceso la misma columna
consta de una torre de destilación, un condensador,
un rehervidor, un tanque de recirculación y una
bomba de reflujo.
La misma columna en el
diagrama de tuberías e instrumentación incluye
además de todos los equipos en el diagrama de flujo
de proceso, el tamaño de las tuberías y todos los
instrumentos e indicadores para operarla planta.
Basándose en los diagramas de tuberías e
instrumentación se desarrollan las siguientes
actividades:


Los ingenieros en tuberías desarrollan el
arreglo de la planta y los dibujos de
elevación.
Los ingenieros de proyecto desarrollan los
calendarios de diseño y construcción.
Se elabora la lista de todos los
requerimientos de compra para el proyecto,
condensando los datos en hojas de
especificaciones.
Los ingenieros mecánicos diseñan todas las
partes internas de los equipos.
Los ingenieros instrumentistas especifican,
instalan y verifican todos los sistemas de
control.
22
Introdución a la Ingeniería de Procesos
Figura 1.9. Diagrama de Tuberías e Instrumentación de la Torre de Destilación T-101.
23
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
REFERENCIAS
Aréchiga, J. Uriel. Aspectos Fundamentales del Desarrollo de Procesos Químicos. Universidad Autónoma
Metropolitana. 1979
Biegler, Lorenz; Grossmann Ignacio; Westerberg Arthur. Systematic Methods of Chemical Process Design. 1999.
Lowenheim, Frederick; Moran Marguerite. Industrial Chemicals. Willey Interscience Publication. 1975.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional Publishing.
1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc. 2002.
Prentice Hall. 1999.
Puebla Núñez, Héctor. Simulación y Control de Procesos. Universidad Autónoma Metropolitana. 2010.
Ray, Martyn; Johnston, David. Chemical Engineering Design Project. Gordon and Breach Science Publishers.
1989.
Towler, Gavin; Sinnott, Ray. Chemical Engineering Design, principles, practice and economics of plant and
process design. Elsevier. 2008.
Turton Richard; Bailie Richard; Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of Chemical
Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
Watkins, R. N. Petroleum Refinery Distillation. Gulf Publishing Company.1981.
24
Introdución a la Ingeniería de Procesos
EJERCICIOS
1.1. Indique cuáles son los tres tipos de diagramas utilizados en la ingeniería de procesos y cuáles son las
diferencias entre ellos.
1.2. Investigue en la literatura al menos dos diagramas de flujo de procesos químicos y dos para procesos
bioquímicos.
1.3. El ácido acético puede producirse a partir de butano, en este proceso se llevan a cabo varias reacciones
durante las cuales se producen varios productos secundarios, el conjunto de las reacciones se reduce como:
C4H10 + O2 (aire)
CH3COOH + HCOOH + CH4 + CO2 + CO + N2 +
alcoholes + cetonas + ácidos (de 2 a 4 carbones)
El butano comercial (95 % n-butano, 2.5 % isobutano, y 2.5 % pentano) se alimenta a un reactor a 5.5 MPa
con una solución de acetato de cobalto, manganeso o cromo que sirve como catalizador. Se burbujea aire al
reactor a una temperatura de 150 °C, en una proporción 5:1 en peso con respecto al butano. El efluente del
reactor es una mezcla gaseosa que contiene ácido acético, ácido fórmico, ácido propiónico, acetona, metil
etil cetona, metanol y el butano que no reaccionó. El ácido acético se purifica por destilación.
Cuando se utiliza cobalto la distribución de productos orgánicos en peso es la siguiente: ácido acético 76 %,
ácido fórmico 6 %, etanol 6 %, metanol 4 %, otros compuestos orgánicos 8 %.
Realice el diagrama de bloques de este proceso y un balance de materia correspondiente.
1.4. Considerando que en lugar de utilizar cobalto en el proceso de obtención de ácido acético, (descrito en el
Ejercicio 1.3), se utiliza manganeso como catalizador y que el único subproducto que se obtiene es ácido
fórmico en un 23 % mol, realice el diagrama de bloques el balance de materia correspondiente.
1.5. El sulfato de cobre se obtiene mediante la reacción del cobre metálico con ácido sulfúrico de acuerdo con la
siguiente reacción:
2Cu + H2SO4 + O2 (aire) + H2O
CuSO4 + 5 H2O
Si se desean obtener 1500 ton/día de sulfato de cobre pentahidratado, calcule la alimentación de materas
primas a la planta, sabiendo que el rendimiento general del proceso es del 75 %.
1.6. Se desea producir acetona por medio de la deshidrogenación de alcohol isopropílico:
(CH3)2CHOH
(CH3)2CO + H2
Las condiciones típicas de reacción son: P = 2 bar, T = 350 °C, y se logra en un simple paso una conversión
entre el 85 y el 92 %. La reacción es altamente endotérmica.
El alcohol isopropílico disponible como materia prima se encuentra como una mezcla azeotrópica al 88% con
agua.
Se sabe que el efluente del reactor se separa en varias etapas, primero se utiliza un separador líquido vapor
(T= 63°C, P= 1.63 bar), cuya fase vapor se hace pasar por una torre empacada. La corriente líquida pasa
posteriormente por dos torres de destilación (condiciones de operación de la primera: P=1.2 bar, T= 61°C),
para obtener un producto con 99.9 % mol de pureza a una T= 45°C y P=1.26 bar.
25
Capítulo 1.
Diagramas de Proceso
Elabore el diagrama de flujo de proceso incluyendo todos los datos que pueda.
26
CAPÍTULO 2
ESTRUCTURA Y SÍNTESIS DE LOS
DIAGRAMAS DE FLUJO
Introdución a la Ingeniería de Procesos
2. ESTRUCTURA Y SÍNTESIS DE LOS
DIAGRAMAS DE FLUJO
Este capítulo muestra los procedimientos básicos para el diseño de los diagramas de flujo de proceso de una plata de
nueva creación, tomando como base ciertos aspectos generales a todos los procesos químicos y biológicos: llevar las
materias primas a las condiciones requeridas para transformarlas por medio de reacciones químicas o biológicas, la
propia reacción en sí, los requerimientos para llevar el efluente del reactor a las condiciones necesarias para la
separación de productos, subproductos y materias primas que no reaccionaron, los procesos de separación en sí
mismos para obtener los productos deseados, la estructura de recirculación de materias primas y el tratamiento de
los efluentes del proceso. También se describen y ejemplifican los criterios más importantes para determinar el tipo
de proceso, el tipo de estructura de recirculación más conveniente para el proceso y los datos que pueden obtenerse
a partir de los diagramas de bloques mostrados en el capítulo anterior.
El primer paso para diseñar o sintetizar diagramas
de flujo de proceso consiste en seleccionar de entre
todas las diferentes formas de obtener un producto,
aquella que proporcione los mayores beneficios
económicos, el menor impacto ambiental y que sea
factible tanto económica como técnicamente, de
acuerdo a las condiciones del lugar donde se ubicará
la planta. En la mayoría de los casos lograr un bajo
impacto ambiental incrementa los costos, en
ocasiones utilizar tecnología de punta reduce la
mano de obra; sin embargo en todos los casos debe
buscarse que los procesos sean tan sustentables
como sea posible, realizando un compromiso entre
los beneficios económicos, sociales y ambientales.
1.
2.
3.
4.
5.
Decidir si el proceso se llevará a cabo en
régimen continuo o intermitente.
Identificar la estructura de entradas y salidas
del proceso.
Identificar y definir las estructuras de
reacción y de recirculación del proceso.
Identificar y diseñar la estructura general del
sistema de separación.
Identificar y diseñar la red de intercambio
térmico o sistema de recuperación de
energía.
En el caso en que se analice un proceso existente
para determinar posibles fallas en su operación se
siguen los mismos pasos mencionados arriba, pero
en orden inverso. Es decir primero se identifican las
posibles fallas en el sistema de intercambio térmico
o de recuperación de energía; si estos sistemas no
son la causa del mal funcionamiento del proceso, se
procede a investigar los sistemas de separación para
determinar las posibles causas de falla en el proceso,
y así sucesivamente.
Los diferentes procesos a partir de los cuales puede
obtenerse un producto pueden requerir diferentes
materias primas, producir diversos subproductos
con o sin valor agregado, pueden requerir diferentes
condiciones de operación, entre otros.
Para
seleccionar el mejor proceso deben tomarse en
cuenta factores como el costo y la disponibilidad de
las materias primas, el valor de los subproductos, la
complejidad del proceso, la peligrosidad y toxicidad
de las materias primas, los productos y subproductos
generados, y los efluentes producidos por el proceso
en cuanto a los tratamientos que requieren y al
impacto ambiental de los mismos.
En general los pasos que se siguen para sintetizar un
nuevo proceso son:
27
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
2.1. PROCESOS CONTINUOS E INTERMITENTES
Un proceso intermitente es aquel en el cual se
produce una cantidad finita de producto en un
período de unas cuantas horas o días. En estos
procesos se coloca una cantidad de material en un
recipiente y luego se hace pasar por una serie de
operaciones unitarias (mezclado, calentamiento,
reacción, destilación, etc.). Cada una de estas
operaciones tiene lugar en intervalos discretos de
tiempo, después de los cuales se sacan y almacenan
los productos y subproductos, y los desechos
obtenidos se envían a la sección de tratamiento de
efluentes. Posteriormente los equipos se limpian y
puede comenzar nuevamente el mismo proceso, o se
puede llevar a cabo otro proceso diferente dentro de
los mismos equipos.
Los principales criterios para tomar la decisión
acerca de si un proceso debe operar de manera
continua o intermitente son los siguientes:
1.
2.
Un proceso continuo es aquel en el que la
alimentación se envía continuamente a una serie de
equipos en los cuales normalmente se lleva a cabo
una operación unitaria en cada uno. En estos
procesos las materias primas entran, y los productos
y subproductos salen continuamente y se envían a
almacenamiento de igual forma.
3.
Existen pequeñas diferencias entre los procesos
intermitentes y las unidades de procesamiento
intermitentes, por ejemplo los procesos químicos en
su mayoría reciben materias primas y embarcan
productos de manera intermitente, aunque el
proceso se lleve a cabo de manera continua. Sin
embargo es necesario considerar estas pequeñas
diferencias para determinar por ejemplo, la cantidad
de materias primas que se deben tener como reserva
para no detener una planta en operación continua, o
para
determinar
los
requerimientos
de
almacenamiento de producto necesarios para
satisfacer las necesidades del mercado, tomando en
cuenta el tiempo de transporte requerido para
trasladar los productos a los sitios donde se
requieren.
4.
5.
28
Tamaño de la planta: En general se
prefieren procesos intermitentes para
capacidades de producción menores a 500
ton/año; en cambio se seleccionan procesos
continuos cuando la producción es mayor a
5,000 ton/año.
Inversión de capital: Normalmente los
procesos
intermitentes
requieren
inversiones de capital menores que los
procesos continuos debido a que el mismo
equipo se utiliza para llevar a cabo varias
operaciones unitarias, y a que las unidades
pueden re arreglarse fácilmente para obtener
diferentes productos, a partir de materias
primas distintas.
Costos de operación y servicios
auxiliares: Estos costos habitualmente son
más altos en los procesos intermitentes,
debido a que los equipos no operan a altas
eficiencias, ya que no han sido diseñados
específicamente para un uso especial y en
muchas ocasiones son equipos prefabricados
en línea y no bajo diseño.
Calidad:
Los
procesos
intermitentes
permiten llevar cabo un monitoreo constante
de la calidad de los productos, por lo cual
son ampliamente utilizados en las industrias
farmacéutica y alimenticia, en donde además
no se permite el reprocesamiento de los
lotes.
En los procesos continuos el
monitoreo de la calidad se realiza
periódicamente y en algunos casos se pueden
reprocesar las partidas que no cumplan con
dichos requerimientos.
Flexibilidad: En los procesos intermitentes
el equipo puede utilizarse para llevar a cabo
varias operaciones unitarias, por ejemplo: un
recipiente con agitador puede utilizarse
Introducción a la Ingeniería de Procesos
como reactor de tanque agitado, como
mezclador y como recipiente para extracción
líquido-líquido. Sin embargo si se intenta
flexibilizar un equipo dentro de un proceso
continuo, éste permanecerá sin utilizarse
durante meses.
6. Eficiencia: Los procesos intermitentes son
menos eficientes que los procesos continuos;
requieren de una programación y un control
de la producción muy estrictos debido a que
los problemas en el incumplimiento de los
calendarios de entrega genera grandes
problemas en los consumidores. Por otra
parte si un equipo se utiliza en la elaboración
de varios productos
no está optimizado
para la fabricación de ninguno de ellos, por
lo tanto, no se pueden integrar circuitos de
recuperación de energía, lo cual eleva los
costos de los servicios auxiliares. Por el
contrario en los procesos continuos los
equipos se diseñan específicamente para una
operación unitaria, para que operen de
manera óptima bajo las condiciones
predeterminadas de operación; esto permite
que se manejen grandes cantidades de
material con mayor eficiencia; que se
reduzca la pérdida de calor y que los equipos
rotatorios (bombas y compresores) operan
con mayor eficiencia.
Además en los
procesos continuos es posible recircular las
materias primas que no reaccionaron y es
más fácil construir redes de intercambio
térmico.
7. Mantenimiento y mano de Obra: Los
procesos por lotes presentan mayores gastos
de mantenimiento y mano de obra debido a
que los equipos requieren de limpieza
después del procesamiento de cada lote, y
también al requerimiento en tiempo para la
preparación de los equipos para el siguiente
lote. En general los procesos continuos
similares requerirán menores gastos de mano
de obra.
8. Inventarios: Los procesos intermitentes
presentan ventajas sobre los proceso
continuos cuando las materias primas se
producen de manera estacional, debido a que
se pueden producir diferentes productos de
acuerdo a la estación del año. Esto reduce la
cantidad de materia prima que es necesario
almacenar. Por ejemplo, si durante la
temporada de recolección de duraznos se
procesan todos los duraznos recolectados no
será necesario almacenarlos en refrigeración
durante la temporada en que no se
producen. Además podrán procesarse en los
mismos equipos otros productos obtenidos
durante las diferentes estaciones del año, por
ejemplo fresas en la temporada de
recolección de éstas.
9. Demanda de Producto: Durante la
fabricación de productos cuya demanda es
estacional,
tales
como
fertilizantes,
anticongelantes,
antigripales,
etc.,
es
preferible utilizar procesos por lotes ya que
se pueden producir otros productos durante
los meses del año en que no se requieran los
primeros. Por otra parte las plantas
diseñadas para operar de forma continua son
difíciles de adecuar para producir diferentes
compuestos, aunque puede lograrse en
aquellos casos en que los productos son muy
similares, como los solventes del mismo tipo.
10. Tasa de Reacción: Aquellos procesos con
tasas de reacción muy lentas, que por tanto
requieren de tiempos de residencia muy
grandes en el reactor, se ven favorecidos
cuando se utiliza un proceso intermitente,
este es el caso de las plantas de tratamiento
de agua, las fermentaciones aerobias y
anaerobias, y en general las reacciones de
procesos biológicos.
11. Incrustación de los equipos: En los
procesos en los cuales la incrustación es
significativa es preferible operar por lotes,
debido a que los equipos se limpian de
manera continua y por tanto operan de
manera más eficiente. En los casos en que
sea preferible operar de forma continua es
conveniente contar con equipos que operen
en paralelo o inclusive equipos de repuesto,
que permitan continuar la operación cuando
sea necesario limpiar los equipos.
29
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
12. Seguridad: En general en los procesos
intermitentes los operadores están más
expuestos a las sustancias químicas y la
posibilidad de errores humanos es más
frecuente, por lo que es necesario que los
trabajadores
reciban
un
mejor
entrenamiento. Por otra parte las plantas
continuas se consideran muy seguras y
operan bajo procedimientos de seguridad
bien establecidos.
13. Control: En los procesos continuos los
sistemas de control son más sencillos y se
han estudiado más que en los procesos
intermitentes. Al adaptar los equipos de
control a los procesos por lotes surgen una
gran cantidad de problemas, ya que los
instrumentos están diseñados para un
proceso y adaptarlos es complejo.
2.2. ESTRUCTURA DE DIAGRAMAS DE ENTRADAS Y SALIDAS
El primer paso para diseñar un proceso consiste en
desarrollar un diagrama conceptual del proceso, o
diagrama de entradas y salidas. Para realizar este
diagrama es necesario conocer las reacciones
químicas principales y secundarias que se llevan a
cabo en el proceso, para identificar las entradas de
materias primas, y las salidas de productos y
subproductos. Para desarrollar estos diagramas se
balancean
estequiométricamente
todas
las
reacciones que se llevan a cabo en el proceso. En
general los pasos que se llevan a cabo para construir
estos diagramas son los siguientes:
En la Figura 2.1. se muestra el diagrama de entradas
y salidas del proceso de hidrodesalquilación de
tolueno, visto en el capítulo anterior.
Al desarrollar un nuevo proceso, éste es el primer
diagrama que se elabora, y en él debe tomarse en
cuenta que las corrientes de entrada y salida del
proceso son las mismas que aparecerán en el
diagrama de flujo de proceso. Al igual que en el
diagrama de flujo de proceso, las corrientes de
entrada se colocan del lado izquierdo del diagrama y
las corrientes de salida del lado derecho, lo cual
facilita la ubicación rápida de las corrientes
principales. Si se observa el diagrama de flujo de
proceso de la Figura 1.5, las corrientes de entrada
están identificadas como las corrientes 1 y 3, y las
corrientes de salida como las corrientes 15 y 16. Si se
realiza un balance de entradas y salidas en el
diagrama de flujo de proceso se tiene que:
1.
Dibujar un cuadro que indique la frontera
del proceso, dentro del cual se escriben todas
las reacciones balanceadas estequiométricamente.
2. Los reactivos se dibujan como corrientes de
entrada, de izquierda a derecha, el número
de reactivos debe corresponder con el
número de entradas. Cada corriente debe
tener el nombre de un reactivo.
3. Los productos se dibujan como corrientes de
salida, a la derecha del cuadro. El número de
corrientes de salida debe ser igual al número
de productos. Cada corriente debe identificarse con el nombre de un producto.
4. Normalmente dentro de un proceso no
ocurre una sola reacción, por ello también
deben incluirse las reacciones secundarias y
las reacciones indeseables, ya que también es
necesario considerar la salida de los
subproductos del proceso.
Benceno producido en el proceso:
= benceno que sale - benceno que entra
= 64.01 kmol/h + 1.7 kmol/h = 65.7 kmol/h
Cantidad de metano producido:
= metano que sale – metano que entra
= 74.87 kmol/h - 9.1 kmol/h =65.7 kmol/h
Estas
cantidades
corresponden
con
la
estequiometría del proceso ya que se genera un
kmol de metano por cada kmol de benceno
producido.
30
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Tolueno
Hidrógeno
Benceno
C6H5CH3 + H2
C6H6 + CH4
Metano
Figura 2.1. Diagrama de entradas y salidas del proceso de hidrodesalquilación de tolueno
Algunos factores que deben considerarse cuando se
analiza la estructura general de entradas y salidas de
un proceso son:
1.
2. Todos los compuestos que salen del proceso
deben haber entrado en alguna de las
corrientes de alimentación, ó deben haberse
producido por medio de reacción química
dentro del proceso.
3. Las corrientes de servicios auxiliares no se
consideran como corrientes de proceso.
Todas las corrientes de servicios, como las de
agua de enfriamiento, vapor, combustible,
electricidad, etc., no entran en contacto con
el fluido de proceso; éstas normalmente
proporcionan o remueven energía térmica o
trabajo.
Las sustancias que entran al proceso y no son
consumidas en el reactor, son necesarias
para la operación del proceso o son
materiales inertes requeridos por diversas
causas. Normalmente los compuestos
químicos que se requieren pero no se
consumen
dentro
del
proceso
son
catalizadores, solventes o inhibidores.
Algunos inertes entran al proceso porque se
encuentran mezclados con las materias
primas, pero otros se alimentan al proceso
para controlar las tasas de reacción, para
mantener la corriente de alimentación al
reactor fuera de límites explosivos, o para
que absorban o liberen calor y permitan un
adecuado control de la temperatura.
En la Figura 2.2. se muestra el diagrama de flujo de
proceso de hidrodesalquilación de tolueno, con la
identificación en negritas de las corrientes de
entradas y salidas, y las corrientes de servicios
auxiliares sombreadas.
31
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
Figura 2.2. Diagrama de flujo de proceso con entradas, salidas y entradas de servicios auxiliares.
2.3. ESTRUCTURA DE DIAGRAMAS DE BLOQUES
El diagrama de bloques es un diagrama intermedio
entre el diagrama de entradas y salidas y el diagrama
de flujo de proceso.
Este diagrama ilustra
características comunes a todos los procesos
químicos, las cuales ayudan a elaborar de manera
más sencilla un diagrama de flujo de proceso. Este
diagrama contiene una secuencia lógica a todos los
procesos químicos.Se consideran seis pasos
indispensables en todos los procesos:
requeridas por el reactor, para que se lleve a cabo la
reacción en el tiempo y en las conversiones
requeridas.
En este bloque se cambian las
condiciones de temperatura y presión de las
corrientes y se obtienen las concentraciones de
materias primas requeridas en el reactor.
En la sección de reacción se llevan a cabo todas las
reacciones, las corrientes que dejan este bloque
contienen los productos deseados, los reactivos que
no reaccionaron y todos los productos indeseables o
subproductos que se obtienen durante las reacciones
secundarias.
1. Preparación de la alimentación al reactor.
2. Reacción.
3. Preparación de la alimentación a la sección
de separación.
4. Separación.
5. Recirculación.
6. Tratamiento de efluentes.
Posteriormente es necesario separar el producto
deseado del resto de los compuestos que se obtienen
en el reactor, para lo cual es necesario llevar las
corrientes de salida del reactor a las condiciones de
temperatura y presión necesarias para separar de
manera efectiva el producto deseado de los
subproductos, de las corrientes de desecho, y de las
materias primas que no reaccionaron. Las
operaciones unitarias en este bloque cambian la
temperatura y la presión de la corriente de salida del
reactor.
La Figura 2.3. muestra un diagrama de bloques típico
para cualquier proceso químico. Debe considerarse
que normalmente las materias primas que entran a
un proceso se encuentran en una sección o tanque
de almacenamiento a condiciones ambientales de
temperatura y presión. El propósito de la sección de
preparación para la alimentación al reactor es llevar
las diferentes materias primas a las condiciones
32
Introducción a la Ingeniería de Procesos
En el bloque de separación se pueden llevar a cabo
una gran variedad de procesos físicos como la
destilación, la absorción, la cristalización, la
evaporación o la extracción.
deben tratarse antes de desecharlas al medio
ambiente. Estas corrientes de desecho normalmente
contienen materiales que no reaccionaron,
productos de reacciones secundarias, emisiones e
impurezas que en ocasiones provienen de la
alimentación. No todas las corrientes de desecho
provienen del proceso, algunas se generan durante
la obtención de las corrientes de los servicios
auxiliares como es el caso de la generación de vapor
obtenida a partir de combustibles que contienen
azufre o nitrógeno. Sin embargo todas las corrientes
de desecho deben tratarse para eliminar los
diferentes contaminantes y tener procesos
amigables, o menos agresivos con el medio
ambiente.
Las materias primas que se separan en el bloque de
separación deben aprovecharse recirculándolas
nuevamente a la sección de preparación de la
alimentación al reactor, para que alcancen
nuevamente
las
condiciones
de
reacción.
Normalmente en el bloque de recirculación
únicamente se incluirán bombas o compresores y en
algunos casos un intercambiador de calor.
Todos los procesos químicos producen corrientes de
desecho, ya sean gaseosas, líquidas o sólidas, y éstas
Productos y
Subproductos
Recirculación
Materias
Primas
Acondiciona
miento
Reacción
Preparación
para
Separación
Reacción
Separación
Tratamiento
de
Efluentes
Descargas al
medio ambiente
Figura 2.3. Diagrama general de bloques
33
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
2.4. OTRAS CONSIDERACIONES
envenena fácilmente los catalizadores,
especialmente aquellos que contienen
metales del grupo VIII B como hierro,
cobalto, níquel, paladio y platino.En la
reformación de gas natural (metano), para
producir hidrógeno, el catalizador se
envenena rápidamente con pequeñas
cantidades de azufre, el cual normalmente se
encuentra en la alimentación, por ello se
coloca una cama de carbón activado o de
óxido de zinc antes de la entrada al
reactor,con el objeto de reducir el contenido
de azufre del gas natural.
4. Si las impurezas reaccionan para formar
productos difíciles de separar o peligrosos, es
conveniente purificar la alimentación. Por
ejemplo, en el caso de la producción de
isocianatos que se utilizan en la producción
de poliuretanos, la ruta de síntesis más
común involucra la reacción de fosgeno
(COCl2) con la amina apropiada. Debido a
que el fosgeno es un químico altamente
tóxico, éste se produce justo antes de la
entrada al reactor por medio de la reacción
de monóxido de carbono y cloro:
PUREZA DE LA CORRIENTE DE
ALIMENTACIÓN.
En general las materias primas que entran a un
proceso no presentan una pureza del 100 %, y puede
o no llevarse a cabo un paso previo para la
purificación de las mismas. Esta decisión se basa en
un análisis económico detallado, sin embargo a
continuación se presentan algunas reglas heurísticas
que pueden servir de punto de partida para saber si
es conveniente o no purificar las materias primas
antes de entrar al proceso:
1.
Si las impurezas presentes en las materias
primas no se encuentran en cantidades
importantes, mayores al 10 o 20 %, y éstas no
reaccionan para formar subproductos no
deseados, es mejor no separarlas antes de
que entren al proceso. Por ejemplo, en el
caso del proceso de hidrodesalquilación de
tolueno, la corriente de entrada de
hidrógeno contiene un 5% mol de metano
(ver balance de materia, Tabla 1.3.), dado que
el metano no reacciona y se encuentra en
cantidades pequeñas lo más probable es que
no sea conveniente separarlo de la corriente
de entrada de hidrógeno.
2. Si la separación de impurezas es difícil (por
ejemplo debido a la formación de mezclas
azeotrópicas, ó se tienen mezclas gaseosas),
normalmente no es indispensable separar las
impurezas antes de que las materias primas
entren
al
proceso.
Considerando
nuevamente el metano en la corriente 3 del
proceso de hidrodesalquilación de tolueno,
la separación de hidrógeno y metano tiene
un costo alto, debido a que requiere de bajas
temperaturas y altas presiones, por lo cual no
se recomienda llevar a cabo la separación de
hidrógeno y metano.
3. Si las impurezas producen incrustaciones o
envenenan el catalizador es conveniente
purificar la corriente de alimentación. Por
ejemplo, el azufre es un compuesto que
CO + Cl2
COCl2
Si el monóxido de carbono (CO) no está
disponible, es decir no se cuenta con una
línea (tubería) proveniente de una planta
cercana, es necesario producirlo por medio
de la reformación de gas natural, mediante la
siguiente reacción:
CH4 + H2O
CO + 3 H2
La pregunta ahora es: ¿con qué grado de
impureza puede alimentarse el CO a la
unidad de producción de fosgeno? La
respuesta depende de qué sucede con las
impurezas que contiene el CO: la impureza
principal en este caso es el Hidrógeno, éste
reacciona con el cloro para formar ácido
34
Introducción a la Ingeniería de Procesos
clorhídrico, el cual es difícil de remover del
fosgeno, es altamente corrosivo y reduce la
formación de isocianato, que es el producto
deseado.
Tomando en cuenta esta
información debe realizarse la separación del
hidrógeno y del CO, antes de utilizar el CO
para la producción de fosgeno.
La
concentración aceptable de hidrógeno en la
corriente de CO es menor al 1 % en este
proceso.
5. Si las impurezas se encuentran en grandes
cantidades, es necesario purificar la
alimentación, ya que la presencia de grandes
cantidades de impurezas aumenta los
requerimientos de servicios auxiliares para
calentamiento, enfriamiento y trabajo para
mover cantidades mayores de material,
además de que se requiere de equipos con
mayor volumen y por tanto más costosos.
Sin embargo si la separación es muy difícil y
las impurezas son inertes en el proceso,
puede evitarse la separación de las mismas,
esto ocurre en el caso del aire, donde
normalmente el compuesto que reacciona es
el oxígeno, pero no se separa previamente el
nitrógeno que representa el 79% del aire; el
nitrógeno molecular es inerte en la mayoría
de las reacciones y no se justifica su
separación del oxígeno, comparado con el
costo menor de incluirlo en el proceso.
Adicionalmente la presencia del nitrógeno
en algunos procesos presenta la ventaja de
que su alta capacidad de absorber calor
ayuda a moderar y controlar el aumento de
la temperatura en las reacciones de
oxidación que normalmente son altamente
exotérmicas.
producto final, su densidad, color, turbidez, etc.
Normalmente todas estas especificaciones deben
obtenerse en un solo equipo o en una serie de
equipos que conformen el tren de separación. Sin
embargo si la corriente de producto es reactiva o
inestable es necesario agregar estabilizantes
químicos antes de que el producto se almacene.
Estos productos para estabilizar se consideran
corrientes de entrada al proceso y deben incluirse en
el diagrama de entradas y salidas, y en el diagrama
de bloques. Lo mismo aplica para los solventes y los
catalizadores, además estos productos deben
tomarse en cuenta en los balances de materia y en el
análisis de costos.
ALIMENTACIÓN DE MATERIALES INERTES
PARA CONTROLAR LAS REACCIONES
EXOTÉRMICAS.
En algunos casos es necesario alimentar materiales
inertes para controlar las reacciones. Un ejemplo es
la oxidación parcial de propileno para obtener ácido
acrílico, una de las reacciones importantes en la
producción de polímeros de acrílico. Las corrientes
de alimentación contienen propileno casi puro, aire
y vapor. Las reacciones básicas que se llevan a cabo
son:
C3H6 + 3/2 O2
C3H4O2 + H2O
C3H6 + 5/2 O2
C2H4O2+H2O + CO2(2)
C3H6 + 9/2 O2
3 CO2+ 3H2O(3)
(1)
Todas estas reacciones son altamente exotérmicas,
no se encuentran limitadas por el equilibrio y son
potencialmente explosivas. Para eliminar o reducir el
riesgo de explosión se alimenta vapor al reactor, éste
disminuye la concentración de los reactivos, absorbe
parte del calor proveniente de la reacción y facilita el
control dentro del reactor.
ADICIÓN DE MATERIAS PRIMAS PARA
ESTABILIZAR LOS PRODUCTOS O PARA
PERMITIR LA SEPARACIÓN.
En ocasiones es necesario alimentar cantidades
importantes de vapor o de algún otro inerte al
reactor, para desplazar la mezcla de reacción fuera
de los límites de flamabilidad y/o eliminar riesgos de
explosión. El vapor o los inertes que se utilicen en el
proceso deben considerarse como corrientes de
Las especificaciones de producto son las
características que debe cumplir la corriente de
productos a la salida del proceso y dentro de éstas se
especifican las concentraciones máximas y mínimas
de los diferentes compuestos que deben existir en el
35
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
entrada al proceso y debe tomarse en cuenta
también su salida del mismo, ya sea como
subproductos o como corrientes de desecho.
C6H5CH2CH3
(etil benceno)
ALIMENTACIÓN DE MATERIALES INERTES
PARA CONTROLAR LAS REACCIONES EN
EQUILIBRIO.
C6H5CH=CH2 + H2
(estireno)
Esta reacción se lleva a cabo a altas temperaturas
(600 – 750°C), baja presión (menor a 1 bar) y se
encuentra limitada por el equilibrio. El etil benceno
se alimenta al reactor con vapor sobrecalentado. El
vapor actúa como un inerte en la reacción y al
mismo tiempo proporciona el calor necesario para
precalentar el etil benceno y diluir la alimentación.
En ocasiones es necesario adicionar algún material
inerte para desplazar el equilibrio de la reacción
deseada, por ejemplo en la producción de estireno
por medio de la deshidrogenación catalítica de etil
benceno se lleva a cabo la siguiente reacción:
2.5. INFORMACIÓN A PARTIR DE DIAGRAMAS DE ENTRADAS Y SALIDAS.
La información que se puede obtener a partir del
diagrama de entradas y salidas es limitada, sin
embargo es muy importante ya que permite realizar
el análisis económico de factibilidad del proyecto,
permite saber cuáles son los compuestos químicos
que entran y salen del proceso, y conocer las
reacciones químicas deseadas e indeseadas que
ocurren en el proceso.
de ganancia esperado de transformar determinadas
materias primas en productos y sirve para evaluar y
decidir si es conveniente económicamente continuar
con el proyecto o no. Básicamente el margen de
ganancia se obtiene calculando la diferencia entre el
valor de los productos y el costo de las materias
primas, si éste margen es negativo, el proceso no es
viable potencialmente, ya que no se obtendrán
ganancias. La manera más sencilla de realizarlo es
utilizando como base las relaciones estequiométricas
de las reacciones.
Los resultados que se obtiene a partir del estudio de
factibilidad económica permiten conocer el margen
EJEMPLO 2.1.
Evaluar el margen de ganancia del proceso de hidrodesalquilación de tolueno por unidad de masa de tolueno, a
partir de los siguientes datos, despreciando el costo del proceso, ya que aún no se cuenta con información sobre
los costos de operación:
Costo del benceno: $ 12.34 / kg
Costo del tolueno: $ 10.322 / kg
Costo del gas natural (CH4): $ 8.293 / kg
Costo del hidrógeno: $ 14.72 /kg
Solución: Usando como base 1 kmol de tolueno en la alimentación
C6H5CH3 + H2 C6H6 + CH4
Costo de las Materias Primas:
Compuesto
Tolueno
Masa Molecular
Kg requeridos
$ / kg
Costo
92
92
10.322
949.62
36
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Hidrógeno
2
Total costo materias primas
2
14.72
29.44
979.06
Kg obtenidos
78
16
$ / kg
12.34
8.293
Costo
962.52
132.688
1095.21
Valor de los productos:
Compuesto
Masa Molecular
Benceno
78
Metano
16
Total costo productos
Margen de ganancia: $ 1095.21– $ 979.06= $ 116.15 / 92 kg de tolueno alimentado
$ 1.2625/ kg de tolueno
Con base en estos cálculos se concluye que este proceso ofrece una ganancia reducida. Sin embargo debe
tomarse en cuenta que el valor de estos compuestos en el mercado varía considerablemente, por ejemplo, en
2003 los costos respectivos de reactivos y productos fueron los siguientes:
Costo de las Materias Primas:
Compuesto
Kg requeridos
Tolueno
92
Hidrógeno
2
Total costo materias primas
$ / kg
9.24
10.312
Costo
850.08
20.62
870.7
$ / kg
11.27
9.126
Costo
879.06
146.016
1025.076
Valor de los productos:
Compuesto
Benceno
Metano
Total costo productos
Kg obtenidos
78
16
Margen de ganancia: $ 1025.076 – $ 870.7 = $ 154.376 / 92 kg de tolueno alimentado
$ 1.678 / kg de tolueno
En este caso el margen de ganancia es ligeramente mayor que en el caso anterior. Con base en estos resultados
se observa que el proceso de hidrodesalquilación de tolueno es deficiente económicamente, ya que si se
consideran los costos de inversión de la planta y los costos de operación del proceso, es probable que se pierda
dinero en lugar de obtener ganancias.
A pesar de los resultados obtenidos en el ejemplo
anterior, la producción de benceno en el mundo ha
ido en aumento en los últimos 50 años, ya que se
utiliza como materia prima para la producción de
una gran cantidad de productos. Por tanto debe
concluirse que el benceno se produce mediante otro
proceso que utiliza otras materias primas, menos
sensibles a los cambios de precio en el mercado.
37
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
Otra forma de producir benceno es mediante la
transalquilación de tolueno, esta reacción además de
producir benceno produce una mezcla de para, orto
y meta xileno, mediante la siguiente reacción:
2 C7H8
tolueno
C6H6 + C8H10
benceno + xileno
EJEMPLO 2.2.
Evaluar el margen de ganancia del proceso de transalquilación de tolueno, sabiendo que la mezcla de xilenos
tiene un valor en el mercado de $ 18.05 / kg y despreciando nuevamente los costos de operación de la planta.
Solución: Usando como base 2 kmol de tolueno en la alimentación
Costo de la Materia Prima:
Compuesto
Kg requeridos
Tolueno
184
Total costo materia prima
$ / kg
9.24
Costo
1700.16
1700.16
$ / kg
12.34
18.05
Costo
962.52
1913.3
2875.82
Valor de los productos:
Compuesto
Benceno
Xilenos
Total costo productos
Kg obtenidos
78
106
Margen de ganancia: $ 2875.82 – $ 1700.16 = $ 1175.66 / 184 kg de tolueno
$ 6.39 / kg de tolueno alimentado
En comparación con el proceso de hidrodesalquilación de tolueno (ejemplo 2.1.) este proceso es más rentable. Si
se compara el margen de utilidad en el año 2003, cuando el costo de la mezcla de xilenos fue de $ 12.25 /kg y los
costos de tolueno y benceno que se utilizaron en el ejemplo 2.1., se obtiene un margen de ganancia de:
(78 kg benceno)($ 11.27/kg) + (106 kg xilenos)($ 12.25 /kg) – (184 kg tolueno) ($ 9.24/kg) = $ 477.4, ó $ 5.189 / kg
de tolueno alimentado.
De los resultados obtenidos se observa que el margen de utilidad de este proceso es significativamente menos
sensible a la variación de precios en el mercado que el proceso de hidrodesalquilación de tolueno, lo cual hace
que sea más conveniente utilizarlo para producir benceno.
De las observaciones encontradas en los dos
ejemplos anteriores se desprende la utilidad de
calcular los márgenes de utilidad a lo largo de varios
años para observar la sensibilidad en el mercado de
los diferentes costos y evaluar un margen de utilidad
promedio.
38
Introducción a la Ingeniería de Procesos
2.6. ESTRUCTURA DE RECIRCULACIÓN DEL PROCESO
En general dentro de los procesos químicos el costo
de las materias primas representa alrededor del 70%
de los costos de operación, de lo cual se desprende la
necesidad de separar los reactivos que no se
convirtieron en el reactor y recircularlos. Sin
embargo la definición de hasta qué punto deben
recircularse las materias primas, depende de la
facilidad con la que puedan separarse del producto
principal y de los subproductos.
2.6.1. EFICIENCIA EN EL USO DE LAS MATERIAS PRIMAS
Es importante considerar la diferencia entre la
conversión dentro del reactor y la conversión global
del proceso. La conversión dentro del reactor se
refiere únicamente a la cantidad de reactivo
consumido con respecto al reactivo alimentado al
reactor, representa la cantidad de reactivo que
reaccionó con respecto ala que se alimentó y no
considera en qué producto se convirtió;
refiriéndonos al proceso de hidrodesalquilación de
tolueno, constituye la cantidad de tolueno que entró
al reactor y que reaccionó:
representa la fracción de reactivo alimentado al
proceso que se convirtió en productos.
Considerando el proceso de hidrodesalquilación de
tolueno se observa que esta conversión es alta
(99.3%), la cual es una conversión global típica de
los procesos químicos; este porcentaje indica la
cantidad de materia prima que se consumió durante
el proceso:
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑔𝑙𝑜𝑏𝑎𝑙
(2.2)
𝑅𝑒𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜𝑐𝑜𝑛𝑠𝑢𝑚𝑖𝑑𝑜𝑒𝑛𝑒𝑙𝑝𝑟𝑜𝑐𝑒𝑠𝑜
=
𝑅𝑒𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜𝑎𝑙𝑝𝑟𝑜𝑐𝑒𝑠𝑜
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑑𝑒𝑛𝑡𝑟𝑜𝑑𝑒𝑙𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟
2.1
𝑅𝑒𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜𝑐𝑜𝑛𝑠𝑢𝑚𝑖𝑑𝑜𝑒𝑛𝑒𝑙𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟
=
𝑅𝑒𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑑𝑜𝑎𝑙𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟
Otra relación importante es el rendimiento, el cual
indica la cantidad de moles de reactivo que se
convirtieron en el producto deseado con respecto a
los moles del reactivo limitante que reaccionaron. Se
considera reactivo limitante, aquel que se alimenta
en menor proporción estequiométrica. En el proceso
de hidrodesalquilación de tolueno representa la
cantidad de tolueno que se convirtió en benceno,
sin embargo como en este caso se ha considerado
una sola reacción esta relación es aproximadamente
1.0. En general el rendimiento en los procesos
químicos debe ser alto.
Si se tiene una baja conversión dentro del reactor
será necesario separar y recircular una mayor
cantidad de materias primas, lo cual implica un
mayor tamaño de los equipos y mayores
requerimientos de servicios auxiliares, ya que ambos
se ven afectados por la cantidad de materia que se
recircula. Por el contrario el costo de las materias
primas no se ve afectado severamente por la
conversión dentro del reactor siempre y cuando se
recirculen la mayor parte de los reactivos que no se
consumieron.
𝑅𝑒𝑛𝑑𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜
(2.3)
𝑀𝑜𝑙𝑒𝑠𝑑𝑒𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜𝑙𝑖𝑚𝑖𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒𝑐𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑡𝑖𝑑𝑜𝑠
𝑒𝑛𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑡𝑜𝑑𝑒𝑠𝑒𝑎𝑑𝑜
=
𝑀𝑜𝑙𝑒𝑠𝑑𝑒𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜𝑙𝑖𝑚𝑖𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒𝑞𝑢𝑒𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖𝑜𝑛𝑎𝑟𝑜𝑛
Por otro lado la conversión global se refiere al
reactivo consumido en el proceso con respecto al
reactivo alimentado en todo el proceso. Esta relación
39
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
EJEMPLO 2.3.
Calcular la conversión en el reactor, la conversión global y el rendimiento para el proceso de hidrodesalquilación
de tolueno, considerando el balance de materia de la Figura 1.5
Solución:
Para tolueno
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑑𝑒𝑛𝑡𝑟𝑜𝑑𝑒𝑙𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 =
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑔𝑙𝑜𝑏𝑎𝑙 =
𝑅𝑒𝑛𝑑𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 =
87.62 + 0.02 − 21.91
= 0.75 𝑜 75 %
87.62 + 0.02
66.14 − 0.24 − 0.19
= 0.993 𝑜 99.3 %
66.14
64.01 + 1.73
= 1.00 𝑜 100 %
66.14 − 0.24 − 0.19
Para hidrógeno
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑑𝑒𝑛𝑡𝑟𝑜𝑑𝑒𝑙𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 =
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑔𝑙𝑜𝑏𝑎𝑙 =
447.48 + 15.33 − 397.1
= 0.142 𝑜 14.2 %
447.48 + 15.33
174.03 − 108.31
= 0.378 𝑜 37.8 %
174.03
El rendimiento no se calcula para hidrógeno, ya que únicamente tiene sentido para el reactivo limitante.
Claramente las conversiones para hidrógeno son
mucho menores que para tolueno debido que la
relación hidrógeno / tolueno alimentada al reactor
es muy grande, y se encuentra muy lejos de la
relación estequiométrica requerida por la reacción;
esto indica que se alimenta una gran cantidad de
hidrógeno que no reacciona, tanto al reactor como al
proceso en general.
2.6.2. IDENTIFICACIÓN Y DEFINICIÓN DE LA ESTRUCTURA DE RECIRCULACIÓN
En los procesos continuos existen básicamente tres
formas de recircular las materias primas que no
reaccionaron:
A) SEPARAR Y PURIFICAR: Técnicamente es posible
separar y purificar prácticamente todos los
productos y compuestos químicos, sin embargo la
decisión sobre si deben o no separar las materias
primas que no reaccionaron, se basa únicamente en
consideraciones económicas. En general la facilidad
con que puede llevarse a cabo una separación
depende de dos principios:
1.
Separar y purificar los reactivos que no
reaccionaron de la corriente de productos y
recircularlos.
2. Recircular juntos los productos y los
reactivos que no reaccionaron y utilizar una
corriente de purga.
3. Recircular juntos los productos y los
reactivos que no reaccionaron, y no utilizar
una corriente de purga.


A continuación se detalla cada una de ellas.
40
Las condiciones de operación necesarias bajo
las cuales es posible separar los diferentes
compuestos, esencialmente temperatura y
presión.
Las diferencias entre las propiedades físicas y
químicas de las especies químicas que
Introducción a la Ingeniería de Procesos
desean separarse, si estas diferencias son
considerables la separación es más fácil.
gaseosas obtenidas (corrientes 8 y 17) se combinan,
en ellas se encuentran esencialmente metano e
hidrógeno.
En el proceso de hidrodesalquilación de tolueno, el
efluente del reactor (corriente 9, Figura 1.5) que
contiene los productos y los reactivos que no
reaccionaron, se enfría y se separan las fases líquida
y gaseosa en dos operaciones consecutivas. La fase
líquida
resultante
(corriente
18)
contiene
esencialmente benceno y tolueno, y las fases
En los dos ejemplos siguientes se analizan las
consideraciones sobre la pertinencia de separar las
materias primas de los productos de las corrientes
gaseosa ylíquida.
EJEMPLO 2.4.
Explicar cuáles son las posibilidades existentes para separar el metano del hidrógeno que se encuentran en las
corrientes 8 y 17, del proceso de hidrodesalquilación de tolueno, con el objeto de recircular el hidrógeno.
Solución:
a) Separación por destilación, es necesario considerar los puntos de ebullición de ambos compuestos:
Punto de ebullición del metano = - 161 °C
Punto de ebullición del hidrógeno = - 252 °C
La diferencia entre los puntos de ebullición es suficientemente grande, por lo cual es posible separar los
dos compuestos por destilación. Sin embargo para licuar el metano y obtener dos fases, es necesario usar
una combinación de muy altas presiones y muy bajas temperaturas, lo cual es muy costoso, por lo que no
se recomienda usar la destilación para separar estos compuestos.
b) Separación por absorción. Es posible absorber el metano en un hidrocarburo líquido; para elegir qué
hidrocarburo debe utilizarse es necesario comparar la diferencia de solubilidades del metano y del
hidrógeno en los diferentes hidrocarburos para seleccionar el más adecuado, sin embargo debido al bajo
punto de ebullición del metano, se requiere llevar a cabo la absorción a bajas temperaturas y altas
presiones.
c) Separación por adsorción. La afinidad de una molécula para adherirse (física o químicamente) a un sólido
es la base de la adsorción. La adsorción preferencial de un gas en un sólido ocurre a determinada
presión, y la desorción de la especie adsorbida se facilita reduciendo la presión y permitiendo que la fase
sólida se degasifique. Este proceso se lleva a cabo utilizando dos o más camas de material adsorbente las
cuales operan en paralelo, de forma que mientras una cama adsorbe la fase gaseosa, se cambia la presión
en la otra cama para que la fase gaseosa se desorba. La separación y purificación del hidrógeno contenido
en la corriente gaseosa de hidrocarburos puede separarse por este método, en este caso el metano puede
adsorberse preferentemente en un material sólido y la corriente que sale del adsorbedor contiene
preferentemente hidrógeno.
d) Separación por membranas. Existe un proceso comercial para purificar hidrógeno de una corriente de
hidrocarburos utilizando membranas con poros tan pequeños que permiten el paso únicamente del
hidrógeno. Este proceso se lleva a cabo a presiones moderadas, sin embargo el hidrógeno se obtiene a
presiones muy bajas, por lo que debe comprimirse nuevamente para recircularlo al proceso.
41
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
EJEMPLO 2.5.
¿Qué procesos podrían utilizarse para separar la corriente líquida que sale del reactor en el proceso de
hidrodesalquilación de tolueno?
Solución:
a) Destilación.
Punto de ebullición del benceno: 79.8 °C
Punto de ebullición del tolueno: 110 °C
Los puntos de ebullición son lo suficientemente diferentes para separar ambos compuestos por destilación, las
condiciones de temperatura y presión de la torre de destilación no son excesivas. Por tanto se considera que es
viable llevar a cabo la separación por este medio. La destilación es el método más económico y utilizado en la
industria química para separar compuestos.
tolueno la purga es la corriente 16 que contiene
metano y parte del hidrógeno que no reaccionó. La
estructura de recirculación del proceso de
hidrodealquilación de tolueno se muestra en la
Figura 2.4.
B)RECIRCULAR PRODUCTOS Y MATERIAS
PRIMAS UTILIZANDO UNA CORRIENTE DE
PURGA: Si la separación de los reactivos que no
reaccionaron y los productos no puede llevarse a
cabo fácilmente, debe considerarse la opción de
recircular ambos. En el proceso de hidrodesalquilación de tolueno, el hidrógeno y el metano son
difíciles de separar, según se demostró en el Ejemplo
2.4., además el metano no reacciona con el tolueno y
la reacción no está limitada por las condiciones de
equilibrio, es decir, a las condiciones de operación la
cantidad de metano que reacciona con el benceno
para producir tolueno es insignificante. En todos los
casos en que se recircula el producto y éste no
reacciona debe utilizarse una corriente de purga
para evitar la acumulación de producto en el
sistema. En el proceso de hidrodesalquilación de
C)RECIRCULAR PRODUCTOS Y MATERIAS
PRIMAS SIN CORRIENTE DE PURGA. Este
esquema de recirculación sólo se utiliza cuando el
producto que se recircula reacciona nuevamente en
el reactor y por tanto no se acumula en el proceso.
Este esquema no puede aplicarse en el proceso de
hidrodesalquilación de tolueno ya que el metano
recirculado no reacciona y por tanto es necesario
que salga del proceso para que no se acumule en el
sistema, por ello se tiene una corriente de salida de
metano e hidrógeno, la corriente 16.
42
Introducción a la Ingeniería de Procesos
16
E-101
2
P-82
4
VAP
7
R-101
C-101
H-101
E-30
6
8
9
V-102
E-102
AE
Figura 2.4. Estructura de recirculación de hidrógeno del proceso de hidrodealquilación de tolueno. El metano se purga por la
corriente 16.
El esquema de recirculación sin corriente de purga
se presenta por ejemplo cuando, en el proceso de
hidrodesalquilación de tolueno, se considera que
además de la reacción principal ocurre también una
segunda reacción donde el benceno forma difenilo;
esta reacción secundaria se presenta aún cuando se
utilizan catalizadores muy específicos. En el proceso
comercial de obtención de benceno a partir de
tolueno se reportan rendimientos de entre el 98 y
el 99 %, los cuales son bastante altos, pero no son
del 100 % como se había especificado en el caso de
que se lleve a cabo únicamente la reacción principal.
Esto se debe a que una cantidad muy pequeña,
despreciable, de tolueno reacciona con el hidrógeno
para producir hidrocarburos saturados como etano,
propano y butano. Sin embargo, una cantidad
considerable de benceno reacciona para formar
difenilo, un compuesto aromático con dos anillos:
2 C6H6
benceno
sistema de recirculación del proceso de
hidrodesalquilación de tolueno. La separación
primaria entre benceno y tolueno se lleva cabo en la
torre T-101 (Figura 1.5), la cual permanecería sin
cambio ya que los componentes más ligeros
(hidrógeno, metano e hidrocarburos C2a C4)se han
separado previamente
en los recipientes de
separación líquido-vapor V-102 y V-103; el benceno
se obtiene en la corriente de domos de la torre, pero
el producto de fondos contiene ahora tolueno y
difenilo, debido a que el punto de ebullición de éste
último es mayor que el del tolueno. La reacción
benceno / difenilo está limitada por el equilibrio a
las condiciones del reactor, por lo tanto el difenilo
que se recircule al reactor con el tolueno aumentará
en concentración hasta alcanzar el equilibrio y
permanecerá en esta concentración sin acumularse
dentro del sistema. En condiciones de estado
estacionario la cantidad de difenilo que entre al
reactor en la corriente 6, será igual a la cantidad de
difenilo a la salida del reactor (corriente 9), debido a
que el difenilo reacciona para producir nuevamente
benceno. En el siguiente ejemplo se analizan las
alternativas de recircular o nó el difenilo producido.
C12H10 + H2
difenilo
Considerando ahora la formación de hidrocarburos
ligeros y la producción de difenilo dentro del reactor
de tolueno, se analizarán los cambios que requiere el
43
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
EJEMPLO 2.6.
Considere las dos alternativas siguientes para el proceso de hidrodesalquilación de tolueno cuando ocurre la
reacción benceno a difenilo, ¿cuál de ellas es más conveniente?
Alternativa A. Se recirculan tolueno y difenilo, ver Figura 2.5.
Alternativa B: Se separan tolueno y difenilo en otra torre de destilación y únicamente se recircula el tolueno, ver
Figura 2.6.
Solución:
La alternativa B requiere de una segunda torre de destilación, la T-102, con todo el equipo asociado (rehervidor,
condensador, recipiente de separación líquido-vapor, no mostrados en la Figura 2.6) y también requiere de los
servicios auxiliares necesarios en la segunda torre. En la alternativa A no se considera el costo de la torre de
destilación T-102 y sus equipos asociados, pero es necesario tomar en cuenta que la corriente 11 lleva una mayor
cantidad de materia, debido a que además del tolueno contiene el difenilo, por lo que los requerimientos de
servicios auxiliares de todos los equipos que procesan esta corriente son necesariamente mayores (H-101, E-101, R101, E-102, V-102, V-103, T-101 y E-106).
Para conocer cuál de estas dos alternativas es la mejor desde el punto de vista económico es necesario conocer la
cantidad de difenilo que se produce, la cual es función de la constante de equilibrio de la reacción
benceno/difenilo. Si la constante de equilibrio es alta, la cantidad de difenilo es alta, y la recirculación y los
costos de recircular el difenilo serán altos, y viceversa.
La constante de equilibrio de esta reacción, obtenida experimentalmente es:
𝑙𝑛 𝐾𝑒𝑞 = 1.788 −
4135.2
𝑇(𝐾)
Dado que la reacción se lleva a cabo hasta alcanzar el equilibrio a las condiciones del reactor, y utilizando los
datos del balance de materia presentados en la Figura 1.5 y en la Tabla 1.3, para la corriente 9, y si x representa los
kmol/h de difenilo presentes en el efluente del reactor:
𝐾𝑒𝑞 =
𝐶10 𝐻12 𝐻2
4135.2
𝑥 397.1 + 𝑥
=
𝑒𝑥𝑝
1.788
−
=
𝐶6 𝐻6 2
654 + 273
70.58 − 2𝑥 2
Resolviendo la ecuación: x = 0.82436 kmol/h
Por tanto la corriente 11 se incrementará de 21.72 a 22.544 kmol/h, un incremento del 4 %, y las corrientes 4 y 6
se incrementarán en aproximadamente 0.1 %, por tanto la alternativa A es mejor que la alternativa B.
44
Introducción a la Ingeniería de Procesos
T-101
10
R-101
9
V-102
V-103
LPS
MPS
18
Tolueno + difenilo
11
Figura 2.5. Alternativa A del Ejemplo 2.6
11
tolueno
T-101
10
R-101
9
V-102
T-102
VMP
V-103
VBP
18
difenilo
Figura 2.6. Alternativa B del Ejemplo 2.6
45
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
2.6.3. OTRAS CONSIDERACIONES QUE AFECTAN LA ESTRUCTURA DE RECIRCULACIÓN

Otras consideraciones que deben tomarse en cuenta
para diseñar la estructura de recirculación de un
proceso son las siguientes:
a) Número de corrientes que pueden
recircularse.
En primer lugar debe
considerarse la recirculación de las materias
primas que tienen un mayor costo. Las
menos costosas son normalmente el aire y el
agua. Deben tratar de recircularse todas las
materias primas que presenten una
conversión dentro del reactor menor al 99 %.
En términos generales es necesario
considerar el costo de las materias primas, el
costo de separarlas y recircularlas, y el costo
de eliminar o no los componentes tóxicos,
contaminantes o sustancias peligrosas de las
corrientes de desecho.
b) Reactivo en exceso. Al diseñar la estructura
de separación para recircular las materias
primas que no reaccionaron, es importante
considerar qué reactivo (si es que existe)
debe alimentarse en exceso y en qué
proporción.
En
el
proceso
de
hidrodesalquilación de tolueno el hidrógeno
se requiere en exceso para evitar que se
deposite coque sobre el catalizador, ya que lo
desactiva; aunque la relación estequiométrica H2/tolueno es igual a uno de acuerdo
con la reacción, se alimentan al reactor
462.81 kmol/h de H2, y 87.64 kmol/h de
tolueno, lo que significa que se alimentan en
una relación molar 5:1. Esto implica que el
circuito de recirculación de H2 es
necesariamente mayor al estrictamente
necesario, por lo que el compresor requerido
para la recirculación es grande. Si no fuese
necesario alimentar H2 en exceso podrían
eliminarse tanto el circuito de recirculación
de hidrógeno como el compresor.
Aproximarse al equilibrio. En el
caso de la síntesis de amoniaco a
partir de hidrógeno y nitrógeno se
utiliza un reactor de lecho empacado.
El calor producido durante la
reacción calienta los productos y
desplaza la reacción hacia el
equilibrio. Alimentando cantidades
adicionales de reactivos entre
diferentes camas de catalizador
arregladas en serie, se logra
incrementar la concentración de los
reactivos y que la temperatura
disminuya.
Estos dos factores
desplazan la reacción lejos del
equilibrio y permiten que la reacción
preceda para obtener mayores
cantidades del producto deseado, el
amoniaco, ver Figura 2.7.
Reactivos
Productos
Figura 2.7. Reactor empacado con varias camas de
catalizador.

c) Número de reactores requeridos. Los
motivos para utilizar varios reactores en un
proceso son los siguientes:
46
Controlar la temperatura. Si la
reacción es moderadamente exotérmica o es endotérmica, es difícil
asegurar que el transporte de calor
dentro del reactor sea eficiente y por
tanto pueden generarse puntos fríos
o calientes, esto se puede evitar
Introducción a la Ingeniería de Procesos
colocando varias capas de catalizador
de forma similar a los rectores para
producción de amoniaco, mostrados
en la Figura 2.7.


Donde, el producto deseado es D, y
cada una de estas reacciones requiere
diferentes condiciones de operación o
diferentes
catalizadores,
es
conveniente operar varios reactores
en serie, cada uno a las condiciones y
con el catalizador requerido para
cada reacción.
Controlar la concentración. Si un
reactante
tiende
a
formar
subproductos, puede ser conveniente
mantener baja la concentración de
éste. Para ello pueden utilizarse
varios reactores en serie con
alimentación del reactivo que
produce
los
subproductos
en
pequeñas concentraciones en cada
uno de los reactores, ver Figura 2.8.
d) Necesidad de purificar las materias
primas antes de recircularlas. Existen
casos en los que es necesario separar los
reactivos antes de recircularlos porque éstos
pueden reaccionar durante la recirculación
produciendo compuestos indeseables o
porque produzcan mezclas explosivas.
Optimizar las condiciones de
reacciones múltiples. Cuando para
obtener un producto es necesario
llevar a cabo varias reacciones de
manera secuencial:
A
B
C
D
Reactivo B
Reactivo A
Reactivo A
Reactivo A
P-8
P-7
Productos
Figura 2.8. Reactores en serie con alimentación de reactivo A en cada uno.
EJEMPLO 2.7.
Considere la producción de dimetil éter a partir de la conversión de una mezcla de alimentación que contiene
metanol (88 % mol), etanol (11 % mol) y agua (1 % mol), las reacciones que tienen lugar dentro del reactor son las
siguientes:
Metanol
2 CH3OH
(CH3)2O + H2O
dimetil éter (producto deseado)
ΔH reac = -11,770 kJ/kmol
2 C2H5OH
ΔH reac = -11,670 kJ/kmol
(C2H5)2O + H2O
47
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
Etanol
dietil éter (subproducto con mayor valor)
Etanol
C2H5OH
C2H4 + H2O
etileno (subproducto con menor valor)
ΔH reac = -11,570 kJ/kmol
Las tres reacciones se llevan a cabo en fase gas, sobre un catalizador de alúmina, son medianamente exotérmicas
pero requieren la adición de diluyentes para controlar la temperatura de reacción. El efluente del reactor (fase
gas) contiene los siguientes compuestos, en orden decreciente de volatilidad y orden creciente de punto de
ebullición:
1.
2.
3.
4.
5.
6.
Etileno (C2H4)
Dimetil éter (DME)
Dietil éter (DEE)
Metanol (MeOH)
Etanol (EtOH)
Agua
Todos estos compuestos son polares y forman puentes de hidrógeno, por tanto no pueden considerarse como
compuestos ideales y además forman las siguientes mezclas azeotrópicas:





DME - H2O
DME – EtOH
DEE – EtOH
DEE - H2O
EtOH - H2O
La mezcla de alimentación tiene un costo relativamente bajo de $ 2.5 /kg, pero también puede obtenerse metanol
puro pagando $ 2.2 /kg y etanol puro por $ 6.0/kg. El precio de venta del DME es de $ 9.5/kg, el del DEE es de $
12.7 /kg y el del etileno es de $ 5.7 /kg. De acuerdo con un estudio preliminar de mercado se sabe que se pueden
llegar a vender hasta 15,000 ton/ año de DEE como máximo, y hasta 10,000 ton/año de etileno.
El objetivo del proceso es producir 50,000 ton /año de DME, determinar cuáles son las alternativas del proceso y
su viabilidad económica.
Solución:
Paso 1: Determinar si el proceso debe ser continuo o intermitente
Para una planta de esta magnitud, probablemente elegir un proceso continuo sea lo más adecuado. Sin embargo
posteriormente podremos reconsiderar si esta alternativa es la más adecuada.
Paso 2: Definir la estructura de entradas y salidas del proceso, haciendo un diagrama de entradas y salidas, ver
diagrama en la Figura 2.9.
Paso 3: Realizar un balance de materia del proceso y estimar el margen de ganancia. Considerando que no se
dispone de información acerca de la cantidad de etanol que se transforma en dietil éter y de la cantidad de etanol
que se transforma en etileno, se puede suponer que el margen de ganancia más alto se obtendrá cuando todo el
etanol se transforme en dietil éter porque es el subproducto que tiene un mayor valor en el mercado, y que la
ganancia más baja se obtendrá cuando todo el etanol se transforma en etileno.
48
Introducción a la Ingeniería de Procesos
50,000,000
Producción deseada de DME:
𝑘𝑔 𝐷𝑀𝐸
𝑎ñ𝑜
kmol MetOH
1.087 𝑥106
Metanol requerido en la alimentación: 2 kmol DME
2.174 𝑥10 6
Etanol que entra con el metanol:
1 𝑘𝑚𝑜𝑙
46 𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑀𝑒𝑡𝑂𝐻
𝑎 ñ𝑜
0.88
Máxima producción de Dietil éter:
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐸𝑡𝑂𝐻
𝑎 ñ𝑜
kmol EtOH
2
kmol DEE
0.2718 𝑥10 6
Máxima producción de etileno:0.2718 𝑥106
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐸𝑡𝑂𝐻
𝑎ñ𝑜
= 1.087 𝑥106
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐷𝑀𝐸
𝑎ñ𝑜
= 2.174 𝑥106
0.11 = 0.2718 𝑥106
= 0.1309 𝑥106
28 𝑘𝑔 𝐸𝑡𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐸𝑡𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐷𝑀𝐸
𝑎ñ𝑜
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑀𝑒𝑡𝑂𝐻
𝑎ñ𝑜
𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑎ñ𝑜
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐷𝐸𝐸
= 9.69 𝑥106 𝑘𝑔 𝐷𝐸𝐸/𝑎ñ𝑜
𝑎ñ𝑜
= 7.61 𝑥106
𝑘𝑔 𝐸𝑡𝑖𝑙𝑒𝑛𝑜
𝑎ñ𝑜
Etileno
Metanol
Dimetil eter
2 CH3OH
2 C2H5OH
C2H5OH
Etanol
Agua
(CH3)2O + H2O
(C2H5)2O + H2O
C2H4
Dietil eter
Metanol
Etanol
Agua
Figura 2.9. Diagrama de entradas y salidas del Ejemplo 2.7.
Costo de la alimentación:
2.174 𝑥106
𝑘𝑚𝑜𝑙𝑀𝑒𝑡𝑂𝐻
𝑎ñ𝑜
32 𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙𝑀𝑒𝑡𝑂𝐻
+ 0.2718 𝑥106
𝑘𝑚𝑜𝑙𝑀𝑒𝑡𝑂𝐻
𝑎ñ𝑜
1 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑔𝑢𝑎
88 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑀𝑒𝑡𝑂𝐻
2.174 𝑥106
Valor del Dimetil éter: 50 𝑥106 𝑘𝑔/𝑎ñ𝑜 $ 9.5/𝑘𝑔 =
𝑘𝑚𝑜𝑙𝐸𝑡𝑂𝐻
𝑎ñ𝑜
46 𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙𝐸𝑡𝑂𝐻
18 𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑔𝑢𝑎
+
2.5 $/𝑘𝑔 =
$ 206.29 𝑥10 6
𝑎ñ𝑜
$ 475.0 𝑥10 6
𝑎ñ𝑜
Valor del Dietil éter (máxima producción):
0.1309 𝑥106 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑎ñ𝑜
74 𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙
$ 12.7/𝑘𝑔 =
Valor del Etileno (máxima producción):
0.2718 𝑥106 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑎ñ𝑜
28 𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙
$ 5.7/𝑘𝑔 =
$ 123.0 𝑥10 6
𝑎ñ𝑜
$ 43.4 𝑥10 6
𝑎ñ𝑜
El margen de ganancia variará entre: (475 x 106 + 123 x 106 – 206.3 x 106) = $ 391.7 millones / año y
(475 x 106 + 43.4 x 106 – 206.3 x 106) = $ 312 millones / año
Se puede concluir que: la cantidad de dietil éter debe optimizarse ya que la producción de etileno disminuye
considerablemente las ganancias, por tanto deben favorecerse dentro del reactor las condiciones de operación
para la producción de dietil éter.
49
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
Por otro lado la cantidad de dietil éter que puede ofrecerse al mercado no se satisface con la producción
obtenida, por lo cual podría analizarse la conveniencia de complementar la producción de dietil éter con etanol
puro.
Dadas las mezclas azeotrópicas que se forman entre los diferentes compuestos puede ser mejor separar primero
la mezcla de alimentación, antes de comenzar el proceso.
Paso 4: Realizar los diagramas de flujo de proceso para las diferentes alternativas.
Alternativa A. No separar los diferentes alcoholes de la mezcla de alimentación y complementar la alimentación
con etanol puro para cubrir la demanda de dietil éter del mercado. Se usará un solo reactor para las dos
reacciones. Las desventajas de este proceso son que las separaciones de productos son complicadas, y que no
puede optimizarse un reactor para ambas reacciones, la de obtención de dimetil éter y de dietil éter. Ver Figura
2.10
Alternativa B. En esta opción se contempla la alternativa de separar la mezcla de alimentación antes de entrar al
reactor y completar la alimentación con etanol puro. En este diagrama se utilizan dos trenes de reacción, uno
para obtener cada uno de los productos, y por tanto cada reactor opera a las condiciones óptimas para obtener
un producto específico. En esta alternativa también se evita la formación de una de las mezclas azeotrópicas, la
de etanol – dimetil éter. Sin embargo se requieren dos reactores y al menos una columna de separación más que
en la Alternativa A. Ver Figura 2.11.
Alternativa C. Esta opción es un híbrido entre un proceso por lotes y un proceso continuo. El equipo se utiliza de
manera diferente en dos etapas al año para obtener dimetil y etil éter en diferentes temporadas del año. Durante
una temporada al año, el metanol se separa continuamente del etanol en la primera columna y se procesa para
obtener dimetil éter, y el etanol se almacena para utilizarse durante la segunda temporada del año (Alternativa
C1). Ver Figura 2.12. Durante la segunda etapa del año se compra etanol puro y se utiliza junto con el etanol
almacenado para producir dietil éter y etileno, usando el mismo equipo que durante la temporada anterior del
año. Durante esta etapa se puede utilizar la T-1 para separar el etileno. Esta alternativa ofrece la ventaja de que
la inversión en equipo es menor, sin embargo el diseño y la optimización del proceso es más compleja debido a
que el equipo debe diseñarse para realizar diferentes funciones (Alternativa C2). Ver figura 2.13.
50
Introducción a la Ingeniería de Procesos
1
Preparación para
Reacción
Preparación para
separación
Reactor
2
Etileno
1
Mezcla
alimentación
T-1
Dimetil
éter
2
Etanol puro
T-2
Dietil éter
T-3
T-4
Tratamiento de
agua
Agua
Figura 2.10. Alternativa A del Ejemplo 2.7.
51
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
Dimetil
éter
Preparación
para reactor
metanol
Preparación
para
separación
Reactor
metanol
T-2
T-3
Mezcla
Alimentación
T-1
Etileno
Preparación
para reactor
etanol
Preparación
para
separación
Reactor
etanol
Dietil éter
T-4
Etanol puro
T-5
T-6
Tratamiento
de agua
Agua
Figura 2.11. Alternativa B del Ejemplo 2.7.
52
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Dimetil
éter
Preparación
para reactor
metanol
Preparación
para
separación
Reactor
metanol
T-2
T-3
Mezcla
Alimentación
T-1
Tratamiento
de agua
Agua
Etanol a
almacenamiento
Figura 2.11. Alternativa C1 del Ejemplo 2.7.
Etileno
Etanol puro
Preparación
para reactor
etanol
Preparación
para
separación
Reactor
etanol
Dietil éter
T-1
T-2
T-3
Etanol
almacenado
Tratamiento
de agua
Agua
Figura 2.12. Alternativa C2 del Ejemplo 2.7.
53
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
REFERENCIAS
Aréchiga, J. Uriel. Aspectos Fundamentales del Desarrollo de Procesos Químicos. Universidad Autónoma
Metropolitana. 1979
Biegler, Lorenz; Grossmann Ignacio; Westerberg Arthur. Systematic Methods of Chemical Process Design.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional Publiching.
1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc. 2002.
Prentice Hall. 1999.
Puebla Núñez, Héctor. Simulación y Control de Procesos. Universidad Autónoma Metropolitana. 2010.
Ray, Martyn; Johnston, David. Chemical Engineering Design Project. Gordon and Breach Science Publishers.
1989.
Seider, Warren; Seader, J. D., Lewin, Daniel. Product & Process Design Principles. Willey. 2003.
Sinnot, R. K. Coulson & Richardson´s. Chemical Engineering. Vol. 6. Chemical Engineering Design. Butterworth
Heinemann. 1999.
Towler, Gavin; Sinnott, Ray. Chemical Engineering Design, principles, practice and economics of plant and
process design. Elsevier. 2008.
Turton Richard; Bailie Richard;Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of Chemical
Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
Watkins, R. N. Petroleum Refinery Distillation. Gulf Publishing Company.1981.
54
Introducción a la Ingeniería de Procesos
EJERCICIOS
2.1. El acetaldehído es un líquido incoloro con un fuerte olor a fruta, que se utiliza como intermediario en la
producción de diversos compuestos químicos, es volátil, inflamable y soluble en agua, alcohol, éter, benceno,
gasolina y otros solventes orgánicos. En el proceso de síntesis de acetaldehído por medio de la
deshidrogenación de etanol ocurren las siguientes reacciones:
CH3CH2OH
CH3CHO + H2
ETANOL
ACETALDEHIDO
CH3CH2OH
CH3COOC2H5 + H2
ETANOL
ACETADO DE ETILO
CH3CH2OH
CH3(CH2)3OH + H2O
ETANOL
BUTANOL
CH3CH2OH + H2O
CH3COOH + H2
ETANOL
AC. ACÉTICO
La conversión de etanol es del 60% y el rendimiento de cada reacción es el siguiente: Acetaldehído 92%,
Acetato de etilo 4%, Butanol 2%, Ácido acético 2%.
Las condiciones de operación del reactor son: T = 600°C y P = 25 bar.
El costo del etanol es de $0.85 / ton, los precios de venta de los productos son:
Acetaldehído: $ 1.75 / ton
Acetato de etilo: $ 2.4/ton
Butanol: $ 2.15/ton
Ac. Acético: $ 2.05/ton
Se está estudiando la posibilidad de construir una planta de 1250 ton/día de acetaldehído.
a) Genere un diagrama de entrada y salidas
b) Genere un diagrama de bloques
c) Desarrolle dos diagramas de flujo preliminares alternativos para este proceso, indique bajo qué régimen
operaría y cuáles serán las ventajas y desventajas de cada uno de ellos.
d) Indique la ganancia anual aproximada de cada proceso.
e) Comente qué proceso elegiría y porqué.
2.2. El siguiente diagrama de bloques muestra los pasos principales en el proceso de producción de cloruro de
vinilo a partir de etileno. Las reacciones principales son:
Bloque A: Cloración
C2H4 + Cl2
C2H3Cl2, rendimiento 98% sobre etileno
Bloque B: Oxihidrocloración
C2H4 + 2HCl + 0.5 O2
C2H4Cl2 + H20, rendimiento a etileno 95%, a HCl 90%
Bloque C: Pirólisis
55
Capítulo 2
Estructura y Síntesis de D. de F.
C2H4Cl2
C2H3Cl + HCl, rendimiento sobre DCE 99 %, sobre HCl 99.5 %
El ácido clorhídrico de la pirolisis se recircula al paso de oxihidrocloración. El flujo de etileno a los reactores
de cloración y oxihidrocloración se ajusta para que la producción de HCl se balancee con los
requerimientos. La conversión en el reactor de pirolisis es de 55% y el DCE que no reacciona se separa y
recircula.
Utilizando los rendimientos y despreciando cualquier otro tipo de pérdidas, calcule el flujo de etileno a cada
reactor y el flujo de DCE al reactor de pirolisis para producir 12,500 kg/h de cloruro de vinilo.
C
l
Et
2
il
e O
n2
o
A
D
C
C
E
B
H
C
l
Clo
rur
o
de
vini
lo
2.3. Considere la producción de estireno a partir de etil benceno, donde las reacciones que se llevan a cabo
son las siguientes:
C6H5-C2H5
C6H5-C2H3 + H2
ETIL BENCENO
ESTIRENO+
C6H5- C2H5
HIDRÓGENO
C6H6 + C2H4
ETIL BENCENO
BENCENO + ETILENO
C6H5- C2H5+ H2
C6H5-CH3 + CH4
ETIL BENCENO
TOLUENO
C6H5- C2H5
ETIL BENCENO
CH4 + 2 H2O
METANO + AGUA
+ METANO
coque
COQUE
CO2 + 4 H2
DIÓXIDO DE CARBONO + HIDRÓGENO
Suponiendo que las selectividades del etil benceno sean las siguientes: 85% a estireno, 10% a benceno, 2.5%
a tolueno y el resto a dióxido de carbono e hidrógeno,
a) Elabore una tabla con las propiedades físicas que considere importantes y comente la información relevante
al respecto. Clasifique los compuestos en reactivos, productos, subproductos y desechos.
b) Encuentre el valor comercial de los compuestos que puedan venderse en el mercado nacional. Si el total del
etil benceno se convirtiese en producto, calcule la ganancia máxima posible.
56
Introducción a la Ingeniería de Procesos
c) Utilizando las selectividades mostradas arriba, ajuste la ganancia máxima.
d) Si todos los precios varían en un 25 %, calcule los márgenes de ganancia para las condiciones de los incisos a
y b.
e) Elabore al menos dos diagramas de flujo de proceso preliminares.
2.4. Considerando que en el proceso de hidrodesalquilación de toluenose llevan a cabo las siguientes
reacciones:
C7 H 8 + H 2
C6H6 + CH4
TOLUENO + HIDRÓGENO
2 C6H6
BENCENO + METANO
C12H10 + H2
BENCENO
DIFENILO + HIDRÓGENO
Describa cómo afectarían las estructuras de separación y recirculación del diagrama de flujo, las siguientes
condiciones:
a) Las condiciones dentro del reactor son tales que el difenilo no reacciona dentro del reactor.
b) Si el difenilo se recircula, éste alcanza el equilibrio en el efluente del reactor.
2.5. Considerando que el proceso de hidrodesalquilación de tolueno se llevan a cabo las siguientes
reacciones:
C7 H 8 + H 2
C6H6 + CH4
TOLUENO + HIDRÓGENO
2 C6H6
BENCENO + METANO
C12H10 + H2
BENCENO
C7H8 + 10 H2
TOLUENO + HIDRÓGENO
DIFENILO + HIDRÓGENO
7 CH4
METANO
y que la corriente de alimentación tiene la siguiente composición:
Compuesto
% mol
Hidrógeno
94.0
Metano
3.5
Etano
2.0
Propano
0.5
a) Elabore al menos dos diagramas de flujo de proceso alternativos, indicando las estructuras de entradas y
salidas, y las de recirculación.
b) Elabore la descripción del proceso.
57
Introducción a la Ingeniería de Procesos
31
CAPÍTULO 3
CONDICIONES DE OPERA CIÓN
Introducción a la Ingeniería de Procesos
3. CONDICIONES DE OPERACIÓN
En los capítulos anteriores los diagramas de flujo se aceptaron sin realizar una evaluación técnica de sus
características de operación. La topología y las condiciones de operación de los procesos no se examinaron y las
evaluaciones económicas se realizaron sin confirmar si el proceso podía operar tal como lo indicaba el diagrama de
flujo. Sin embargo la posibilidad de realizar un análisis económico basado en el diagrama de flujo de proceso no
significa que el proceso pueda operar como lo describe el diagrama de flujo. En este capítulo se explicará cómo
analizar las razones mediante las cuales se seleccionan condiciones de operación tales como temperaturas,
presiones y composiciones, en las corrientes y en los equipos que realizan cada una de las operaciones unitarias. La
especificación de las condiciones de operación se determina a partir de consideraciones físicas, químicas y
económicas. Las condiciones de operación en un proceso deben representar un compromiso entre la economía y el
rendimiento del proceso, entre la inversión de capital y los costos de operación. La definición final de estas
condiciones no se realiza hasta llevar a cabo un análisis económico del proceso. En este capítulo no se discutirán las
razones por las cuales un reactor opera a 600 °C y no a 550°C, pero sí se analizarán las razones por las cuales ese
mismo reactor no opera a 200 °C en lugar de operar a 600 °C. Este tipo de análisis permitirá comprender cómo
definir las condiciones de operación de un proceso y cuáles son las consecuencias de dichas definiciones.
3.1. CONDICIONES DE OPERACIÓN EN REACTORES Y SEPARADORES
Dentro de los procesos químicos es muy raro
encontrar flujos que presenten las condiciones de
operación a las cuales puede llevarse a cabo una
reacción o una separación. Por el contrario es
necesario ajustar la temperatura, la presión y las
composiciones a las condiciones bajo las cuales se
puedan llevar a cabo los procesos deseados. Para
alcanzar las condiciones requeridas debe tomarse en
cuenta que:
que su composición. Esto es, en ocasiones la
concentración de un compuesto en una
corriente
gaseosa
es
una
variable
dependiente y puede controlarse por medio
de la temperatura y la presión; es más
económico cambiar la temperatura y la
presión que cambiar la composición de las
corrientes.
b) En general,
se recomienda operar los
procesos a presiones entre 1 y 10 bar, y a
temperaturas entre 40 y 260 °C.
a) Normalmente es más fácil ajustar la
temperatura y/o la presión de una corriente
3.1.1. PRESIÓN
Existen ventajas asociadas con la operación de los
equipos a presiones arriba de la presión atmosférica,
principalmente cuando se presenta una fase gaseosa.
Estas ventajas se deben al incremento de la
densidad del gas, al incrementar la presión el
volumen del gas decrece. Si el resto de los
parámetros que definen el tiempo de residencia de
una corriente gaseosa dentro de un equipo
permanecen sin cambio, el volumen del gas y por
tanto del equipo será menor mientras más alta sea la
presión; con ello el costo del equipo puede
disminuir, aunque es necesario considerar que
59
Capítulo 3
Condiciones de Operación
amayor presión de operación, es necesario que el
equipo tenga un espesor mayor. La mayoría de los
equipos usados en las industrias química,
bioquímica y farmacéutica pueden resistir presiones
hasta 10 bar sin que la inversión en capital se
incremente excesivamente debido al espesor de
pared del equipo. A presiones superiores a los 10 bar
el espesor de pared de los equipos se incrementa
considerablemente, aumentando también el costo
del equipo.
Por otra parte operar un equipo a presiones menores
a la presión atmosférica (condiciones de vacío)
provoca que el tamaño del equipo se incremente y
que se requieran técnicas especiales de construcción.
Por tanto tomar la decisión de operar un equipo a
presiones fuera del rango comprendido entre 1 y 10
bar implica incurrir en gastos que deben justificarse
plenamente.
3.1.2. TEMPERATURA
Existen límites críticos de temperatura que deben
aplicarse dentro de los procesos químicos. Esto se
debe a que al elevar la temperatura arriba de cierto
punto, los materiales comunes de construcción
(principalmente el acero al carbón) sufren una caída
significativa en su resistencia física al esfuerzo, por
lo que es necesario reemplazarlos por materiales
más costosos.
Este comportamiento de los
materiales se muestra en el siguiente ejemplo.
EJEMPLO 3.1.
En la siguiente tabla se muestra el esfuerzo máximo permisible del acero al carbón típico y del acero inoxidable
tipo 304, a temperatura ambiente, a 400 °C y a 550 °C. Determine el porcentaje de decremento del esfuerzo
máximo permisible para los intervalos: a) De 25 °C a 400°C, y b) De 400 a 550 °C.
Esfuerzo máximo permisible del material
Temperatura
Ambiente
400 °C
550 °C
Acero al carbón grado 70
1,190
970
170
Acero inoxidable tipo 304
1,290
1,290
430
Solución:
a. Calculando el decremento porcentual en el esfuerzo máximo permisible del material en el intervalo de
temperatura ambiente a una temperatura de 400 °C:
Acero al carbón:
1190−970
= 0.18
1190
Acero inoxidable:
1290−1290
= 0.0
1290
Acero inoxidable:
1290−430
= 0.67
1290
b. En el intervalo de 400 °C a 550°C:
Acero al carbón:
1190−170
= 0.8598
1190
Este ejemplo muestra que el acero al carbón sufre una pérdida de 18 % en el esfuerzo máximo permisible
alaumentar la temperatura de 25 a 400 °C, mientras que el acero inoxidable no sufre ninguna pérdida en esta
propiedad. Sin embargo un incremento de 150 grados, de 400 °C a 550°C, produce que el acero inoxidable sufra
una pérdida en su capacidad de resistencia al esfuerzo del 67 %, y que el acero al carbón sufra una pérdida del 86
%.
60
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Esto quiere decir que el acero al carbón trabajando a 550 °C soporta un esfuerzo máximo del 14 % del esfuerzo
máximo permisible a temperatura ambiente. Por tanto se puede concluir que utilizar acero al carbón a 550 °C no
es recomendable y que el acero inoxidable tipo 304 sólo puede utilizarse con reservas. Operar a altas
temperaturas requiere el uso de materiales hechos de aleaciones especiales y cuyo costo es considerablemente
más alto.
Como se observó en el ejemplo anterior, la decisión
de operar a temperaturas por arriba de los 400 °C
debe justificarse, ya que implica un incremento en el
costo de los equipos y en los costos de operación.
Por otra parte existen límites de temperatura
asociados con la disponibilidad de los servicios
auxiliares para calentamiento y enfriamiento. El
vapor de alta presión que se encuentra en un
intervalo de presión entre 40 y 50 bar tiene una
temperatura entre 250 y 265 °C, por lo que operar a
temperaturas mayores a los 260 °C requiere de
sistemas de calentamiento diferentes, ver Capítulo 1,
sección 1.2.5.
Por otra parte, el agua de enfriamiento que proviene
de la torre de enfriamiento se encuentra
normalmente disponible a 30 °C y debe regresarse al
sistema de enfriamiento a 40°C; operar a
temperaturas menores a 40 °C requiere el uso de
sistemas de refrigeración que incrementan el costo
de operación y el de los equipos también.
Por tanto operar a temperaturas fuera del rango
comprendido entre los 40 y los 260 °C requiere
sistemas
especiales
de
calentamiento
y/o
enfriamiento.
3.2. RAZONES PARA OPERAR A CONDICIONES FUERA DE LOS RANGOS
RECOMENDADOS
Al analizar diversos diagramas de flujo de proceso se
puede observar que las condiciones de operación de
los reactores y separadores se encuentran, en
muchas ocasiones, fuera de los rangos de presión y
temperatura recomendados en la sección anterior.
Esto no significa que los procesos se encuentren mal
diseñados, sino que deben existir razones para
operar a esas condiciones fuera de rango; por el
contrario, estas condiciones de operación fuera de
rango, son necesarias para operar eficientemente el
proceso, a pesar de los gastos adicionales que
implican. Estas condiciones fuera de rango se
denominan “condiciones especiales”.
Algunas de las razones por las cuales es necesario
operar los reactores a condiciones diferentes a las
recomendadas son las siguientes:

Si durante el análisis de un proceso se encuentran
“condiciones especiales” de operación, debe buscarse
una explicación racional para su selección. Si no
existe dicha explicación es posible que esas
condiciones de operación sean innecesarias y que
deban cambiarse por otras menos severas, para
obtener una ventaja económica.
61
Favorecer la conversión al equilibrio. Si la
reacción es endotérmica y las condiciones de
operación en el reactor se encuentran cerca
de las condiciones de equilibrio, elevar la
temperatura puede favorecer la reacción
deseada. Recordando el principio de Le
Chatelier el cual establece que: “si una
reacción en equilibrio es perturbada
desde el exterior, el sistema evoluciona
en el sentido que contrarreste los efectos
de dicha perturbación”, para una reacción
endotérmica
un
incremento
en
la
temperatura desplaza el equilibrio de la
reacción hacia la derecha (hacia la formación
del producto deseado). De manera inversa
un descenso en la temperatura produce un
desplazamiento del equilibrio hacia la
formación de reactivos.
Capítulo 3

Condiciones de Operación
los 260 °C para elevar la tasa de reacción
hasta tener tiempos de residencia y por tanto
tamaños de reactor razonables.
Incrementar la tasa de reacción. Todas la
reacciones químicas depende fuertemente de
la temperatura de acuerdo con la ecuación
de Arrhenius:

𝑘𝑟 = 𝑘0 𝑒
𝐸 𝑎𝑐𝑡
𝑅𝑇
(3.1)
Al aumentar la temperatura la constante de
reacción kr
se incrementa, tanto para
reacciones catalíticas como para reacciones
no catalizadas. Por lo tanto en ocasiones es
necesario operar a temperaturas mayores a
Mantener una fase gas. Muchas reacciones
químicas catalíticas usadas actualmente
requieren que tanto los productos como los
reactivos se encuentren en fase gas. El alto
punto de ebullición de los materiales, o la
operación a altas presiones, en ocasiones,
hace necesario que la temperatura en el
reactor exceda los 400 °C para mantener las
especies en fase vapor.
Tabla 3.1. Razones y consecuencias de operar reactores y separadores a condiciones de temperatura fuera de rango
Condiciones
de operación
Alta
Temperatura
(T > 260°C)
Baja
Temperatura
(T< 40 °C)
Justificación
Consecuencias
REACTORES
Favorecer la conversión al equilibrio, en
reacciones endotérmicas.
Incremento de las tasas de reacción.
Mantener una fase en estado gas.
Mejorar la selectividad.
SEPARADORES
Obtener una fase gas requerida para
alcanzar el equilibrio líquido-vapor.
REACTORES
Favorecer la conversión al equilibrio para
reacciones exotérmicas.
Materiales sensibles a la temperatura.
Mejorar la selectividad.
Mantener una fase líquida.
SEPARADORES
Obtener una fase líquida requerida para
alcanzar el equilibrio líquido-vapor o
líquido-líquido.
Obtener una fase sólida para
cristalización.
Materiales sensibles a la temperatura.
62
Uso de sistemas especiales de
calentamiento
T > 400°C requieren materiales
especiales de construcción.
Uso de refrigerantes, alto costo.
Requerimiento de materiales
especiales de construcción si las
temperaturas son muy bajas.
Introducción a la Ingeniería de Procesos

activación, la obtención del producto
deseado puede favorecerse usando altas
temperaturas. Este punto se analiza con
mayor detalle en el siguiente capítulo.
Mejorar la selectividad. Si existen reacciones
competitivas, ya sean en serie, en paralelo, o
una combinación de ambas, y cada una de
ellas presenta diferentes energías de
Tabla 3.2. Razones y consecuencias de operar reactores y separadores a condiciones de presión fuera de rango
Condiciones
de operación
Alta presión
(P > 10 bar)
Baja Presión
(P< 1 bar)
Justificación
Consecuencias
REACTORES
Favorecer la conversión al equilibrio.
Los equipos requieren espesores de
pared mayores.
Incremento de las tasas de reacción para
Se requiere de compresores de mayor
reacciones en fase gaseosa (debido a
potencia si la corriente gaseosa debe
mayor concentración).
comprimirse.
Mantener una fase líquida.
SEPARADORES
Obtener una fase líquida, requerida para
alcanzar el equilibrio líquido-vapor, o
líquido-líquido.
REACTORES
Favorecer la conversión al equilibrio.
Se requiere de equipos mayores.
Mantener una fase gas.
Se requieren diseños especiales para
operar a condiciones de vacío.
El aire puede entrar en los equipos, lo
cual puede ser peligroso y caro de
prevenir.
SEPARADORES
Obtener una fase gas requerida para
alcanzar el equilibrio líquido-vapor.
Materiales sensibles a la temperatura.
Algunos de los compuestos que se obtienen después
de una reacción pueden descomponerse a
temperaturas mayores a los 40 °C, o puede ser
necesario mantenerlos en fase líquida, en estos casos
se justifica el uso de temperaturas menores a la
temperatura mínima recomendada. La operación a
temperaturas menores a 40°C implica el uso de agua
refrigerada o de algún refrigerante, en función de la
temperatura necesaria. Utilizar agua refrigerada
implica mayores costos de operación que utilizar
agua de enfriamiento, y utilizar refrigerantes es más
costoso que utilizar agua refrigerada.
condiciones de operación especiales se justifica si
son indispensables para obtener dos fases y lograr
un equilibrio líquido – vapor. Esta situación se
presenta frecuentemente cuando los puntos de
ebullición de los materiales que se desea separar por
destilación son altos o demasiado bajos. Un ejemplo
típico de altas temperaturas de operación en torres
de destilación, es la destilación de crudo en las
refinerías, en las cuales la temperatura de operación
de la columna de destilación atmosférica varía entre
310 y 340 °C.
En las tablas 3.1. y 3.2. se resumen las posibles
razones para operar reactores y separadores fuera de
los rangos de temperatura y presión recomendables,
así como las consecuencias de hacerlo.
En cuanto a los separadores, la definición de la
temperatura de operación está dada por las
propiedades físicas de los componentes a separar
(puntos de ebullición, volatilidades). El uso de
63
Capítulo 3
Condiciones de Operación
Durante las reacciones químicas es preferible
alimentar los reactivos en relación estequiométrica
al reactor, de esta manera se reduce el costo de las
materias primas y el volumen de los equipos. Sin
embargo esto no puede realizarse en todos los casos
debido, por ejemplo, a que sea preferible que
reaccione el total de la materia prima más costosa, a
que se produzcanmezclas con concentraciones
cercanas a los límites de explosividad, para inhibir la
formación de subproductos no deseados, para
favorecer la conversión al equilibrio. En la Tabla 3.3
se muestran algunas de las razones por las cuales es
necesario alimentar los reactivos en relación distinta
a la relación estequiométrica, así como las causas
por las cuales puede ser necesario alimentar al
reactor compuestos adicionales a los reactivos, y las
consecuencias que tendrán estas acciones.
En cuanto a las condiciones de operación
recomendadas para otros equipos existen algunas
reglas heurísticas que es convenientes utilizar al
llevar a cabo la definición de las condiciones de
operación; la tabla 3.4 muestra algunas de las más
importantes para compresores, intercambiadores de
calor, calentadores, válvulas y mezcladores.
Tabla 3.3. Razones para no alimentar los reactivos en relación estequiométrica al reactor
Condiciones
de operación
Alimentación
de materiales
inertes al
reactor.
Justificación
Consecuencias
REACTORES
Actúan como un diluyente para
controlar la tasa de reacción y/o
asegurar que la mezcla de reacción se
encuentre fuera de los límites de
explosión (reacciones exotérmicas).
Inhibir las reacciones no deseadas.
Alimentar un
reactivo en
exceso.
Incrementar la conversión al equilibrio
del reactivo limitante.
Favorecer la conversión al equilibrio.
Alimentar
producto en
la corriente
de
alimentación.
El producto no puede separarse
fácilmente del compuesto a recircular.
El reciclar producto retarda la
formación de subproductos no
deseados formados en reacciones
secundarias.
El producto actúa como diluyente para
controlar la tasa de reacción y/o para
asegurar que la mezcla de reacción se
mantenga fuera de los límites de
explosividad (reacciones exotérmicas).
64
El reactor y los equipos corriente abajo
son de mayor tamaño, por el volumen
ocupado por los inertes.
Se requieren equipos de separación para
remover los materiales inertes.
Algunos materiales inertes pueden
reaccionar en reacciones colaterales (no
son inertes).
La conversión al equilibrio decrece.
Se requieren equipos de separación para
remover el reactivo en exceso.
Se requiere recircular el reactivo en
exceso.
Aumentan los costos de las materias
primas.
El reactor y los equipos corriente abajo
son de mayor tamaño.
El circuito de recirculación es mayor.
Decrece la conversión al equilibrio.
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Tabla 3.4. Reglas heurísticas para el diseño de otros equipos.
Tipo de Equipo
Compresores
Cambio en las
condiciones de la
corriente
Si la relación:
𝑃 𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎
≥3
Justificación o Remedio
Si la temperatura de
entrada del gas es
mayor a la requerida.
Si la diferencia entre
las temperaturas de
entrada de fluido de
proceso de los servicios
auxiliares es mayor o
igual a 100 °C.
Remedio: Enfriar el gas
antes de comprimir.
𝑃 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎
Intercambiadores
de calor
Calentadores
Si la Tsalida>Tvapor
Válvulas
Si provocan altas
caídas de presión.
Mezcladores
Si entre las corrientes
hay diferencias
grandes de
temperatura.
Si entre las corrientes
existen diferencias
grandes de
composición.
Remedio: Utilizar varias
etapas de compresión y
enfriadores inter etapas.
Remedio: Intercambio de
calor entre las corrientes de
proceso.
Justificación: El
intercambio de calor entre
las corrientes es imposible
o no es rentable.
Remedio: Usar otro medio
de calentamiento para
calentar las corrientes de
proceso
Justificación: El calentador
es necesario durante la
etapa de arranque.
Remedio: Para gases
instalar una turbina para
recuperar el trabajo
perdido.
Justificación:
1. Es una válvula de
control.
2. Instalar turbinas no
es rentable.
3. El paso de líquido
se estrangula.
Remedio: Acercar la
temperatura de las
corrientes mediante
intercambio de calor entre
las corrientes de proceso.
Justificación:
1. Detener la
reacción.
2. Proporcionar
gradientes de
concentración para
promover el
transporte de masa.
65
Consecuencias de NO
operar el equipo de esta
manera.
Se requiere alto trabajo
teórico debido a las altas
temperaturas que alcanza el
gas.
Se requiere alto trabajo
teórico y materiales especiales
de construcción.
Altos gradientes de
temperatura indican que se
está desperdiciando energía
en el proceso.
Los hornos son costosos e
innecesarios si el
calentamiento puede llevarse
a cabo por medio de los
servicios auxiliares
disponibles.
Desperdicio de energía.
Desperdicio de energía.
Equipos extras de separación.
Capítulo 3
Condiciones de Operación
EJEMPLO 3.2.
Es necesario proporcionar una corriente de nitrógeno a 100 °C y 8 bar de presión. La fuente de nitrógeno se encuentra a
220°C y 1.2 bar. Determine el trabajo de compresión y la carga térmica de enfriamiento requerida para tres diferentes
alternativas:
A. Comprimir el nitrógeno en un solo paso de compresión y enfriar el gas comprimido a la temperatura requerida.
B. Enfriar la corriente de alimentación a 100°C y después repetir la alternativa A.
C. Enfriar la corriente de alimentación a 100°C y usar dos etapas de compresión con un enfriador intermedio.
Identificar las condiciones de operación especiales en cada caso.
Solución:
El nitrógeno es un gas ideal diatómico. Usando como base 1 kmol de nitrógeno y asumiendo una eficiencia(ε) de 70 % en
cada paso de compresión:
Para un gas ideal diatómico: Cp = 3.5 R; Cv = 2.5 R; γ = Cp/Cv = 1.4; R = 8.314 kJ/kmol K; ε = 70 %.
Ecuaciones: Carga térmica específica de los enfriadores: 𝑄 = 𝐶𝑝∆𝑇
𝑤=
Trabajo en cada compresor:
Temperatura de salida del gas del compresor:
𝑅 𝑇𝑒𝑛𝑡 𝛾
(3.2)
𝑃 𝑠𝑎𝑙
𝑃 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎
𝛾−1
𝛾 −1
𝛾
−1
(3.3)
𝜀
𝑇𝑠𝑎𝑙 = 𝑇𝑒𝑛𝑡 1 +
1
𝑃 𝑠𝑎𝑙
𝜀
𝑃 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎
𝛾 −1
𝛾
−1
(3.4)
En la siguiente tabla se muestran los resultados de los cálculos de las cargas térmicas de cada uno de los enfriadores y los
trabajos de cada uno de los compresores de las tres alternativas, obtenidas utilizando las ecuaciones mostradas
anteriormente:
Corriente
No.
1
2
3
4
5
6
W1
W2
WTOTAL
Q1
Q2
Q3
QTOTAL
ALTERNATIVA A
T (°C)
P (bar)
220
731
100
ALTERNATIVA B
T (°C)
P (bar)
1.2
8.1
8.0
220
100
510
100
Trabajo (kJ/kmol)
14,871
1.2
1.1
8.1
8.0
11,925
14,871
11,925
Carga térmica (kJ/kmol)
18,361
3,492
11,931
18,361
15,423
66
ALTERNATIVA C
T (°C)
P (bar)
220
100
263
100
296
100
1.2
1.1
2. 8
2.7
8.1
8.0
4744
5717
10,461
3,492
4743
5703
13,938
Introducción a la Ingeniería de Procesos
ALTERNATIVA A
2
T= 220°C
P = 1.2 bar
T= 731 °C
P = 8.1 bar
T= 484°C
P = 8.1 bar
ALTERNATIVA B
1
3
E-101
C-101
1
T= 100°C
P = 8.0 bar
T= 220°C
P = 1.2 bar
T= 100°C
P = 1.1 bar
E-101
T= 100°C
P = 8.0 bar
3
4
4
E-102
C-101
2
ALTERNATIVA C
T= 263°C
P = 2.8 bar
T= 296°C 5
P = 8.0 bar
1 T= 220°C
P = 1.2 bar
T= 100°C
P = 1.1 bar
E-101
2
T= 100°C
P = 8.0 bar
T= 100°C
P = 2.7 bar
3
6
4
C-101
E-102
C-102
E-103
La alternativa “B” es más compleja que la alternativa “A” debido a que requiere un intercambiador de calor adicional, sin
embargo el uso de este enfriador adicional reduce considerablemente los requerimientos de servicios auxiliares, el trabajo
requerido en la alternativa A es de 14,871 kJ/kmol y en la alternativa B es de 11,925 kJ/kmol, mientras que la carga térmica en
la alternativa A es de 18,631 kJ/kmol, y en la alternativa B es de 15,471 kJ/kmol; por tanto es preferible utilizar la alternativa
“B”, sobre la alternativa “A”.
Comparando la alternativa “B” con la alternativa “C”, se observa que, aunque la alternativa C requiere de un paso de
compresión extra y un enfriador adicional antes del segundo compresor, los requerimientos de servicios auxiliares en este
caso son menores que en los dos casos anteriores, por lo cual es preferible. Este resultado es consistente con las dos reglas
heurísticas sobre compresores presentadas en la Tabla 3.4, en cuanto a que es mejor enfriar un gas caliente antes de
comprimirlo, y a que es mejor mantener la tasa de compresión por debajo de la relación 3:1.
3.3. ANÁLISIS DE LAS CONDICIONES DE PROCESO MÁS
IMPORTANTES
En esta sección se realizará el análisis y la
justificación del uso de condiciones de operación
fuera de rango encontradas en el diagrama de flujo
de proceso de la planta de hidrodesalquilación de
tolueno; para ello resulta útil elaborar una matriz
donde se presenten todos los equipos y se
especifiquen las condiciones de operación fuera de
rango que se encuentren en el diagrama de flujo.
Posteriormente se realiza un análisis detallado de
cada una de las condiciones de operación fuera de
rango y se evalúa si se justifica o no su uso. Para
ejemplificar este procedimiento se utilizará el
diagrama de flujo del proceso de hidrodealquilación
de tolueno, mostrado en la Figura 1.5 y el balance de
materia de la Tabla1.3. La matriz de condiciones de
operación fuera de rango se muestra en la Tabla 3.5.
67
Capítulo 3
Condiciones de Operación
Tabla 3.5. Matriz de condiciones de operación fuera de rango para el diagrama de flujo del proceso de hidrodesalquilación de
tolueno.
Id.
equipo
R-101
V-101
V-102
V-103
V-104
T-101
H-101
E-101
E-102
E-103
E-104
E-105
E-106
C-101
P-101
P-102
PCVcorr. 8
PCVcorr.
De V101 a V103
Reactores y Separadores (Tablas 3.1 a 3.3)
Alta
Baja
Alta
Baja
Alim.
Temp
Temp
PrePreno
sión
sión
esteq.
XX
XX
XX
Otros equipos (Tabla 3.4)
ComIntercam Válvulas
presode calor
res
Mezcladores
XX
XX
XX
XX
XX
En la tabla anterior se encuentran marcadas (XX) las
condiciones de operación que se encuentran fuera
del rango recomendado, para cada uno de los
equipos del proceso de hidrodesalquilación de
tolueno. A continuación se buscan las posibles
razones y consecuencias de operar bajo dichas
condiciones.
EVALUACIÓN DEL REACTOR R-101
5037
− 2.073 𝑙𝑛 𝑇
(3.5)
𝑇
+ 3.499 𝑥 10−4 𝑇 + 4.173 𝑥 10−8 𝑇 2
3017
+ 2
𝑇
Para el reactor R-101 se encontraron tres condiciones
de operación fuera de rango: alta temperatura, alta
presión y relación de alimentación de materias
primas no estequiométrica. Para determinar si el
uso de estas condiciones de operación fuera de
rango está justificado se requiere información
adicional sobre la reacción:
𝑙𝑛 𝐾𝑒𝑞 = 13.51 +
Calor de reacción (kJ/kmol):
Estequiometría de la reacción:
C6H5CH3 + H2
(3.6)
∆𝐻𝑟𝑒𝑎𝑐 = −37,190 − 17.24 𝑇 + 29.09 𝑥10−4 𝑇 2
50,160
+ 0.6939 𝑥10−6 𝑇 3 +
𝑇
C6H6 + CH4
Constante de equilibrio (Temperatura en K):
68
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Utilizando la ecuación de constante de equilibrio se
puede calcular la misma a las condiciones de
reacción (654°C = 927 K):
equilibrio, que incluye energía libre
de formación, entre otros.
Las Figuras 3.1 y 3.2 muestran el calor de
reacción y la constante de equilibrio como
función de la temperatura, evaluadas con las
ecuaciones mostradas. De estas gráficas se
observa que la reacción es exotérmica, lo cual
provoca que la constante de equilibrio
decrezca al aumentar la temperatura.
Keq = 171.54
y el cambio de entalpía es:
∆𝐻𝑟𝑒𝑎𝑐 = −50,065 𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙
En general la información sobre las reacciones puede
dividirse en dos grupos:


Información
termodinámica:
Aquella
encontrada en los libros de texto de
termodinámica para ingeniería química, que
contiene
o La información requerida para
realizar balances de energía, que
incluye calores de reacción y cambio
de fase, capacidad calorífica, etc.
o La información requerida para
determinar
la
conversión
al
Información de la cinética de la reacción:
Esta información es específica de cada
reacción
y
es
necesario
obtenerla
experimentalmente. La cinética es función
del tipo de sistema, homogéneo o
heterogéneo, de si es una reacción catalítica
o no catalítica; las expresiones que describen
la cinética normalmente son complejas.
Co
ns
ta
nt
e
de
eq
uil
ib
ri
o
K
eq
Temperatura
(°C)
Figura 3.1. Variación de la constante de equilibrio con respecto a la temperatura para la reacción de hidrodesalquilación de
tolueno.
69
Capítulo 3
Condiciones de Operación
Δ
H
r
e
a
c
ci
ó reacción con respecto a la temperatura para la reacción de hidrodesalquilación de tolueno.
Figura 3.2. Variación del calor de
n
Antes de que un proceso( se comercialice debe
termodinámico, no es necesario realizar el estudio
estudiarse la cinética de la M
reacción a nivel planta
cinético, porque no se obtendrán mejores
J/
piloto para obtener datos como el espacio velocidad
resultados.
k
y el tiempo de residencia a diferentes
temperaturas y
m son necesarios para
CONSIDERACIONES TERMODINÁMICAS.Para
presiones, ya que estos datos
o
el análisis de las condiciones de operación fuera de
llevar a cabo el diseño del reactor.
l)
rango del proceso de hidrodesalquilación de
El análisis del reactor se lleva a cabo en dos partes:
tolueno, se considerarán por separado el uso de alta
temperatura, el de alta presión y el de alimentación
a) La evaluación de las condiciones fuera de
no estequiométrica al reactor:
rango
desde
el
punto
de
vista
termodinámico. Este estudio asume que la
1. ALTA TEMPERATURA. Al observar la
reacción química alcanzará el equilibrio y
Figura 3.1. se puede concluir que debido a
muestra el caso límite al que puede llevarse a
que la reacción es exotérmica, la constante
cabo la reacción.
de equilibrio disminuye al aumentar la
b) La evaluación de las condiciones fuera de
temperatura. Sin embargo la temperatura de
rango desde el punto de vista cinético. Este
operación en el reactor es de 654 °C. Para
estudio toma en cuenta los límites a los
tratar de explicar la razón por la cual el
cuales puede llevarse a cabo la reacción
reactor trabaja a dicha temperatura se
debidos a la cinética, el transporte de masa y
calculará la conversión actual y se evaluará la
el transporte de calor.
conversión al equilibrio a 600°C en el
ejemplo 3.3.
Si un proceso no es atractivo bajo condiciones de
equilibrio, esto es desde el punto de vista
EJEMPLO 3.3.
Utilizando el diagrama de flujo del proceso de hidrodesalquilación de tolueno (Figura 1.5) y su balance de
materia (Tabla 1.3) calcular:
a) La conversión actual
b) La conversión al equilibrio a 654 °C.
Solución:
70
Introducción a la Ingeniería de Procesos
𝑁
∗𝑁
𝑡𝑜𝑙𝑢𝑒𝑛𝑜
𝑕 𝑖𝑑𝑟 ó𝑔𝑒𝑛𝑜
Suponiendo un comportamiento de gas ideal la constante de equilibrio es: 𝐾𝑒𝑞 = 𝑁 𝑏𝑒𝑛𝑐𝑒𝑛𝑜∗𝑁 𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜
Donde N = al número de moles de cada especie en el equilibrio.
De acuerdo con el balance de materia del diagrama de flujo, la corriente 6, de entrada al reactor y la corriente 9 a
la salida del reactor contienen:
Compuesto(kmol/h)
Hidrógeno
Metano
Benceno
Tolueno
TOTAL
6
447.48
193.07
4.62
87.62
732.7
7
15.33
10.31
0.23
0.02
25.89
9
397.1
269.13
70.58
21.91
758.8
a) Conversión actual: De acuerdo con el balance de materia, la corriente 9 contiene 21.91 kmol/h de tolueno,
por tanto la conversión es:
87.62 − 21.91
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛 =
= 0.75 (75 %)
87.62
b) Conversión al equilibrio a una temperatura de 600 °C. De acuerdo con la información termodinámica la
Keq @ 600 °C = 265
Si definimos X = kmol/h de benceno producido:
171.54 =
𝑁 + 4.62 + 0.23 𝑁 + 193.07 + 10.31
87.62 + 0.02 − 𝑁 447.48 + 15.33 − 𝑁
Calculando: N = 87.2247
Y la conversión al equilibrio es:
𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑎𝑙𝑒𝑞𝑢𝑖𝑙𝑖𝑏𝑟𝑖𝑜 =
La conversión al equilibrio para la reacción de
hidrodesalquilación de tolueno a 654°C es muy alta
a pesar de la temperatura, aunque ello no justifica,
desde el punto termodinámico, la alta temperatura a
la cual trabaja el reactor.
87.2247
= 0.995 (99.5 %)
87.64
termodinámico, que justifica la alta presión
de operación del reactor.
3. ALIMENTACIÓN EN RELACIÓN NO
ESTEQUIOMÉTRICA. De acuerdo con el
Ejemplo 3.3. se observa que los componentes
en la alimentación son:
2. ALTA PRESIÓN. De acuerdo con la
estequiometría de la reacción existen igual
cantidad de moles de reactivos que de
productos en la reacción. Por ello elevar la
presión no afecta la conversión al equilibrio.
Se puede concluir que no existe ninguna
razón,
desde
el
punto
de
vista
a. El tolueno que es el reactivo limitante
b. El hidrógeno que se alimenta en
exceso, aproximadamente en un 400
% en exceso.
71
Capítulo 3
Condiciones de Operación
La presencia de reactivos en exceso
en la alimentación
produce un
incremento en la conversión al
equilibrio (ver Tabla 3.3. y Ejemplo
3.4.)
c. El metano, que es un producto de la
reacción, se encuentra presente en
cantidades significativas en la
alimentación. La presencia de
productos de reacción en la
alimentación produce una reducción
en la constante de equilibrio (ver
Tabla 3.3.). Sin embargo de acuerdo
con los resultados del Ejemplo 3.3, la
constante de equilibrio permanece
alta a pesar de la presencia de
metano en la alimentación
EJEMPLO 3.4.
Continuando con el Ejemplo 3.3, reduzca la cantidad de hidrógeno en la alimentación al reactor a la relación
estequiométrica, esto es a 87.62 kmol/h, y determine el efecto sobre la constante de equilibrio a 654 °C.
Utilizando la misma ecuación que en el ejemplo 3.3, inciso b y cambiando la cantidad de hidrógeno en la
corriente 6 de 447.48 kmol/h a 87.62 kmol/h, se obtiene una constante N = 76.115 kmol /h, y portanto una
conversión al equilibrio de 0.8684 (86.84 %).
El ejemplo anterior muestra que la presencia de un
gran exceso de hidrógeno tiene un efecto importante
sobre la conversión al equilibrio, ya que al reducir la
cantidad
de
hidrógeno
a
la
cantidad
estequiométrica, se reduce la conversión de 99.7 % a
86.84 %.
CONSIDERACIONES
CINÉTICAS:
De
la
información dada anteriormente se puede concluir
que:
a) La reacción se lleva a cabo en fase gas.
b) La reacción está controlada cinéticamente.
c) No hay reacciones secundarias significativas.
Después de realizar el estudio termodinámico se
puede concluir que: no existe explicación desde el
punto de vista termodinámico para operar el reactor
a alta temperatura, ni para operarlo a alta presión, ni
para alimentar producto al reactor, sólo puede
explicarse la razón por la cual se alimenta hidrógeno
en exceso al reactor.
En cuanto a la ALTA TEMPERATURA de
operación del reactor, debe recordarse que en una
región donde la reacción está controlada
cinéticamente, la tasa de reacción se incrementa
rápidamente con la temperatura. En el Ejemplo 3.5
se presenta un ejemplo en el que se calcula la
relación entre las tasas de reacción a diferentes
temperaturas.
EJEMPLO 3.5.
Conociendo que la energía de activación para la reacción de hidrodesalquilación de tolueno es igual a 148.1
kJ/mol. Calcular ¿cuál es la tasa de reacción a 654 °C relativa a 400 °C?
Solución:
Para determinar la relación entre las tasas de reacción se puede utilizar la siguiente ecuación:
𝐸
𝑅
𝑅𝑒𝑙𝑎𝑐𝑖ó𝑛𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒𝑙𝑎𝑠𝑡𝑎𝑠𝑎𝑠𝑑𝑒𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖ó𝑛 = 𝑒𝑥𝑝 − 𝑎
Donde:
Ea = Energía de activación (J/mol)
72
1
1
−
𝑇2
𝑇1
(3.7)
Introducción a la Ingeniería de Procesos
R = Constante de los gases (J/ml K)
T1 = Temperatura menor (K)
T2 = Temperatura mayor (K)
𝑅𝑒𝑙𝑎𝑐𝑖ó𝑛𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒𝑙𝑎𝑠𝑡𝑎𝑠𝑎𝑠𝑑𝑒𝑟𝑒𝑎𝑐𝑐𝑖ó𝑛 = 𝑒𝑥𝑝
148100 1
1
−
8.3141 673 927
= 1411
Esto significa que el tamaño del reactor se incrementaría aproximadamente en cuatro órdenes de magnitud si la
reacción se llevara a cabo a 400 °C, en lugar de realizarse a 654°C. Por tanto se puede ver que la temperatura
tiene un efecto significativo en la tasa de reacción y en las dimensiones del reactor.
Sin embargo la mayoría de las reacciones no se encuentran controladas cinéticamente como en este caso, por el
contrario en la mayoría de los casos las tasas de reacción se encuentran controladas por el transporte de masa y
calor, y por tanto no son tan sensibles a los cambios de temperatura.
En cuanto a laALTA PRESIÓN de operación del
reactor, debe considerarse que en las reacciones que
se llevan a cabo en fase gas, la concentración de los
reactivos es proporcional a la presión. En los casos
en donde la tasa de reacción es directamente
proporcional a la concentración, operar a 25 bar en
lugar de hacerlo a 1 bar puede incrementar la tasa de
reacción en un factor de 25, suponiendo un
comportamiento de gas ideal. Aunque en este caso
no se puede asegurar que la tasa de reacción sea
directamente proporcional a la concentración, se
puede predecir que el efecto de la presión es
sustancialmente importante y que el tamaño del
reactor se ve disminuido de manera significativa al
aumentar la presión.
formación de subproductos, pero no se tiene
información que sugiera que este es el caso.
La alimentación de HIDRÓGENO EN EXCESO al
reactor asegura que la concentración de hidrógeno
sea muy alta a lo largo de toda la reacción, lo cual
incrementa la tasa de reacción y asegura que el
reactivo más costoso, el tolueno, se consuma casi en
su totalidad. Sin embargo, no se cuenta con
evidencias de que esto suceda, por lo que también
puede suponerse que el hidrógeno se alimenta en
exceso para evitar la formación de subproductos.
La alta temperatura de operación, el hidrógeno en
exceso y la elevada presión de operación en el
reactor R-101 están justificadas desde el punto de
vista cinético, ya que contribuyen a aumentar la tasa
de reacción y a reducir el volumen del equipo. Sin
embargo, la presencia de metano en la alimentación
no puede justificarse desde el punto de vista
cinético, únicamente puede explicarse en función
del costo de separar metano de hidrógeno.
Con respecto a la ALIMENTACIÓN DE
METANOal reactor, éste reduce la concentración de
reactivos, lo cual produce un decremento en la tasa
de reacción y representa un impacto negativo. Sin
embargo es posible que el metano reduzca la
EVALUACIÓN DE LA ALTA PRESIÓN DE OPERACIÓN EN EL SEPARADOR V-102
Este equipo separa la corriente líquida de tolueno y
benceno de los gases no condensables hidrógeno y
metano. Los productos del reactor se enfrían y
forman una corriente de líquido y vapor en
equilibrio. El equilibrio líquido-vapor se obtiene a
las condiciones de entrada al V-102, por tanto se
puede concluir que la operación de este equipo a
una baja temperatura (38 °C) se debe a que a esta
temperatura se obtiene una fase líquida en equilibrio
con una fase vapor. La presión se mantiene para
asegurar la formación de la fase líquida. Por tanto se
justifica la alta presión de operación de este equipo.
73
Capítulo 3
Condiciones de Operación
EVALUACIÓN DE LA ALTA DIFERENCIA DE TEMPERATURAS EN EL E-101
Existe un alto gradiente de temperaturas en este
equipo, debido a que el medio de calentamiento se
encuentra a una temperatura de aproximadamente
250 °C, y la entrada de líquido de proceso a este
mismo equipo es de aproximadamente 30°C. Esta
diferencia es mayor que la diferencia de 100 °C
recomendada en la Tabla 3.4. Esta alta diferencia de
temperaturas entre los fluidos de proceso y de
calentamiento no está justificada y es un ejemplo de
la baja eficiencia de operación de la red de
intercambio térmico en este proceso.
Se
recomendaría que la corriente de proceso
intercambiara calor con alguna de las corrientes de
proceso que es necesario enfriar, esto se realiza
mediante un diseño de la red de intercambio
térmico
EVALUACIÓN DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR E-102
La corriente 9 entra al intercambiador de calor E-102
a una temperatura de 654 °C para enfriarse hasta 40
°C, mediante agua de enfriamiento a una
temperatura
de
aproximadamente
35
°C.
Nuevamente esta diferencia de temperaturas es
mayor de 100 °C, por lo tanto se está desperdiciando
una gran cantidad de energía en este equipo. Se
recomendaría rediseñar el sistema de intercambio
térmico.
VÁLVULA DE CONTROL DE PRESIÓN EN LA CORRIENTE 8
El propósito de esta válvula de control es reducir la
presión de la corriente de entrada de gas de 23.9 bar
a 2.5 bar. Esta reducción en la presión representa
una pérdida potencial de trabajo útil debida a la
acción de esta válvula. Por tanto se recomendaría
utilizar una turbina para recuperar el trabajo
perdido en esta válvula, sin embargo esta válvula
debe operar como lo está haciendo debido a que es
una válvula de control.
VÁLVULA DE CONTROL DE PRESIÓN EN LA CORRIENTE QUE VA DEL V-102 AL V-103
El propósito de esta válvula es reducir la presión del
líquido que sale del V-102, esta reducción en la
presión causa una evaporación instantánea
adicionaly por tanto la recuperación del metano e
hidrógeno disueltos en la mezcla tolueno / benceno.
El gas se separa en el V-103 y se envía a la corriente
de gases.
74
Introducción a la Ingeniería de Procesos
REFERENCIAS
Biegler, Lorenz; Grossmann Ignacio; Westerberg Arthur. Systematic Methods of Chemical Process Design.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional Publishing.
1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc. 2002.
Prentice Hall. 1999.
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1989.
Seider, Warren; Seader, J. D., Lewin, Daniel. Product & Process Design Principles. Willey. 2003.
Sinnot, R. K. Coulson & Richardson´s. Chemical Engineering. Vol. 6. Chemical Engineering Design. Butterworth
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Towler, Gavin; Sinnott, Ray. Chemical Engineering Design, principles, practice and economics of plant and
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Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
Watkins, R. N. Petroleum Refinery Distillation. Gulf Publishing Company.1981.
75
Capítulo 3
Condiciones de Operación
EJERCICIOS
3.1. Se desea producir acetona por medio de la deshidrogenación de alcohol isopropílico:
(CH3)2CHOH
(CH3)2CO + H2
Las condiciones típicas de reacción son: P = 2 bar, T = 350 °C, y se logra en un simple paso de reacción con una
conversión del 85 %. La reacción es altamente endotérmica.
El alcohol isopropílico disponible como materia prima se encuentra como una mezcla azeotrópica al 88% en
agua.
Se sabe que el efluente del reactor se separa en varias etapas. En la primera se utiliza un separador líquido vapor
(T= 20°C, P= 1.63 bar), cuya fase vapor se hace pasar por una torre empacada. En ésta torre el alcohol isopropílico
y la acetona se disuelven en agua (0.5 mol de agua/mol de acetona), por la parte superior de la torre se extraen
los gases.
Las corrientes líquidas de la torre empacada y del separador líquido-vapor se unen y pasan por dos torres de
destilación; la primera de estas torres de destilación opera a una presión de 1.2 bar y una temperatura de 61°C, en
ella se obtienen por los domos el producto final con 99.9 % mol de pureza a una temperatura de 45°C y una
presión de 1.3 bar. El producto de fondos se bombea a la segunda torre de destilación donde se recupera el
reactivo para recirculación por los domos, a una temperatura de 45°C y una presión de 1.3 bar.
Elabore el diagrama de flujo del proceso incluyendo las condiciones de operación de las corrientes más
importantes, y el flujo másico de las mismas.
3.2.
Se desean producir 3000 ton/día de acetona por medio de la siguiente reacción:
C2H5OH
(CH3)2CO + H2O + H2
Las condiciones típicas de reacción son: P = 4 bar, T = 350 °C, y se logra en un simple paso de reacción con una
conversión en el reactor del 75 %. La reacción es altamente endotérmica.
Además de la reacción principal ocurren las siguientes reacciones:
CH3CH2OH
CH3CHO + H2
ACETALDEHIDO
CH3CH2OH
CH3COOC2H5 + H2
ACETADO DE ETILO
Las condiciones de operación en el reactor son las condiciones de equilibrio de la tercera reacción. El alcohol
etílico disponible como materia prima se encuentra como una mezcla que contiene 80% de etanol, 15 % de
metanol y agua.
El costo de la mezcla de alimentación es de $5000 /ton, el precio de venta de la acetona es de $ 11,400/ton, el
precio del acetaldehído es de $ 7000/ton y el costo del acetato de etilo es de $ 2500/ton.
Los puntos de ebullición de los compuestos en el proceso son los siguientes:
76
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Peb acetona = 56.3 °C, Peb etanol = 78.4 °C, Pebmetanol = 64.7 °C, Pebacetaldehído = 19.85 °C, Pebacetato de etilo =
77 °C
Como ingeniero de proceso, ¿Qué información puede obtener a partir de estos datos?
3.3. Proponga el diagrama de flujo para obtener una corriente de aire a un reactor que opera a 700 °C y 25 bar.
Identifique todas las corrientes y especifique sus condiciones de operación, así como la carga térmica y el trabajo
total del sistema.
3.4. La despropanizadora es una columna utilizada en las refinerías de petróleo mediante la cual se separa el
propano de una mezcla que contiene propano, butanos y algunos otros hidrocarburos de cadena lineal. Esta
columna opera a presiones cercanas a los 16 bar de presión. Justifique cuantitativamente las razones por las
cuales opera a esta presión no recomendada.
3.5. En la primera etapa de refinamiento del petróleo, después de eliminar la sal al crudo, éste se separa en la
torre de destilación atmosférica, llamada así debido a que opera a presiones muy cercanas a la presión
atmosférica (entre 1.5 y 2 bar), de ella se obtienen diferentes fracciones del crudo que son procesadas
posteriormente. El corte de crudo que se obtiene en la parte superior de la columna contiene los compuestos
más ligeros, con puntos de ebullición menores; los cortes que se obtienen más debajo de la torre contienen
respectivamente compuestos más pesados con puntos de ebullición menores, como se muestra en la siguiente
figura. La fracción más pesada se conduce a la torre de vacío denominada así porque opera a una presión
cercana a los 20 mm de Hg (0.027 bar). Explique los motivos por los cuales la segunda torre o torre de vacío
opera a la presión mencionada.
77
Capítulo 3
Condiciones de Operación
< 40 °C
Gases Ligeros
40 a 195 °C
Corte de
Gasolinas
Desalinizadora
Torre de
Destilación
Atmosférica
Corte de Diesel
195 a 270 °C
Pesados
Gasóleo de
Vacío
275 a 340 °C
340 a 540 °C
>340 °C
Columna de
Vacío
Residuo
Atmosférico
> 540 °C
Residuo de
Vacío
3.6. En este capítulo se mencionó que operar a temperaturas superiores a los 260 °C requiere el uso de equipos
de calentamiento a fuego directo como calderas y hornos, los cuales son más costosos que los intercambiadores
de calor. Además se analizó el decremento en la resistencia de los materiales de construcción a temperaturas
mayores a los 400 °C. ¿Sería razonable aumentar la temperatura recomendada de operación a 300 o 350 °C?.
Sustente su respuesta con datos de las tablas de vapor.
78
CAPÍTULO 4
BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA
Capítulo 4
4.
Balances de Materia y Energía
BALANCES DE MATERIA Y ENERGÍA
En este capítulo se presentan las relaciones que guardan las variables de proceso con los costos de operación y de
inversión en una planta, con el propósito de que durante el diseño de los procesos se tomen en consideración dichas
relaciones para optimizar el funcionamiento de los procesos. Posteriormente se revisan los conceptos básicos
necesarios para realizar balances de materia y energía, y se muestran algunos ejemplos típicos de la industria.
4.1. VARIABLES DE PROCESO
Desde el punto de vista termodinámico, cualquier
fenómeno o proceso en la naturaleza ocurre cuando
se desarrolla un flujo de energía. Este flujo de
energía se caracteriza por un gradiente o intensidad
de la diferencia en la variable que provoca el
fenómeno: temperatura, presión, volumen, concentración, etc.). Una vez que el flujo de energía neto es
cero, se ha alcanzado una condición de equilibrio y
el gradiente es nulo, y se dice que el proceso se ha
llevado a cabo. Por ejemplo: se produce un flujo de
calor cuando existe un gradiente de temperaturas;
los fluidos se mueven debido a una diferencia de
presiones, y el transporte de masa se lleva a cabo por
un gradiente de concentración.
Si se toma el caso del proceso de transporte de calor:
𝑄 = 𝑈𝐴∆𝑇𝑙𝑛 (4.2)
Donde:
Q = Flujo de calor (J/s)
U = Coeficiente global de transferencia de calor (J/s
m2 °C)
A = Área de transferencia (m2)
∆Tln = Diferencia logarítmica de temperaturas (°C)
el gradiente que produce el flujo de calor es la
diferencia logarítmica de las temperaturas entre los
fluidos de proceso y de servicios auxiliares (∆Tln) y la
resistencia es igual al inverso del área de
transferencia (A) multiplicado por el coeficiente
Por otra parte, los procesos siempre se efectúan de
un punto de mayor hacia otro de menor potencial
(el calor fluye de un cuerpo caliente a uno menos
caliente). A medida que el proceso transcurre, el
gradiente va disminuyendo y puede llegar al límite
(gradiente = 0) en el que se establece la condición de
equilibrio y el proceso termina. Por otra parte en
todo proceso se presenta una resistencia a que éste
suceda, en el flujo de fluidos es la fricción, en la
transferencia de calor la resistividad, etc.
global de transferencia de calor (U):
Para una cantidad determinada de flujo de calor,
necesaria para el proceso, y asumiendo que el
coeficiente global de transferencia de calor U es
prácticamente
constante, la ecuación anterior
puede expresarse como:
𝑄
= 𝐴∆𝑇𝑚 = constante(4.3)
𝑈
La velocidad con la que se lleva a cabo un proceso es
proporcional a la magnitud del gradiente que lo
produce e inversamente proporcional a la
resistencia, de este modo, la velocidad de flujo se
puede expresar como:
𝑣𝑒𝑙𝑜𝑐𝑖𝑑𝑎𝑑𝑑𝑒𝑓𝑙𝑢𝑗𝑜 ∝
𝟏
.
𝑨𝑼
Existe una relación entre el tamaño del equipo, el
área (A), y el gradiente de temperatura (∆Tm); por
tanto el producto de la dimensión del equipo y el
gradiente que provoca el proceso es una constante:
(dimensión del equipo) * (gradiente del proceso) =
constante(4.4)
𝑔𝑟𝑎𝑑𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒
(4.1)
𝑟𝑒𝑠𝑖𝑠𝑡𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎
80
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Esto indica que se puede mantener un flujo de calor
constante si se duplica el valor del área (A) y se
disminuye el gradiente de temperatura (∆Tm) a la
mitad. En
la Figura 4.1. se
observa el
comportamiento de estas dos variables.Cuanto
mayor sea el gradiente de temperatura menor será el
tamaño del equipo, para un flujo de calor dado.
Desde este punto de vista parece conveniente
establecer un gradiente alto de temperaturas ya que
se requerirá un equipo de menor tamaño, lo cual
disminuirá el costo del mismo.
70
2
Tamaño del equipo (m )
60
50
40
30
20
10
0
0
50
100
150
200
250
300
Gradiente de temperatura (° C)
Figura 4.1. Dimensión del equipo .vs. gradiente de temperatura.
Sin embargo un gradiente de temperatura
altoproduce una mayor disipación de la energía, y en
contraposición, un proceso que se efectúa con
gradientes pequeños provoca menos pérdidas
energéticas. Durante el análisis y/o síntesis de un
proceso es importante seleccionar un gradiente de
temperatura y un área de transferencia de calor,
tales que se logre un equilibrio entre el costo del
equipo y los costos de operación. Tomar la mejor
decisión no es fácil como se muestra en la Tabla 4.1.
Tabla 4.1. Formas en que el gradiente de temperatura afecta los costos de inversión y de operación.
Gradiente de
temperatura
Tipo de
Proceso
Consumo de
energía
Tamaño de
equipo
Costo de
energía
Costo de
equipo
Bajo
Reversible
Bajo
Grande
Bajo
Alto
Alto
Irreversible
Alto
Pequeño
Alto
Bajo
En consecuencia encontrar el gradiente de
temperaturas más conveniente económicamente
para el proceso es una decisión que requiere del
cálculo de los costos de operación y los costos de
inversión de varias alternativas, tomando en cuenta
que: “A mayor gradiente de temperaturas mayores
son los costos de operación, pero menores son los
costos de inversión”. El objetivo finalmente es
81
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
minimizar el costo total del proceso, que se obtiene
precisamente por la suma de ambos conceptos. Si se
grafica la dependencia de los costos con respecto al
gradiente se obtiene un comportamiento como el
que se presenta en la Figura 4.2., en el que existe un
valor único del gradiente en el que se produce un
costo total mínimo, el cual se encuentra en el
mínimo de la curva resultante de los costos de
inversión y operación.
Este punto define las
condiciones de operación del proceso; es específico
para cada proceso y depende de los costos unitarios
de la energía y de los equipos.
Encontrar las condiciones óptimas de operación
para cada caso en particular implica utilizar técnicas
de estimación de costos y de optimización de cierta
complejidad. Sin embargo, como resultado de la
aplicación de este concepto a muchas unidades de
procesamiento (bombas, cambiadores de calor,
torres de destilación, etc.), se han encontrado
criterios generales o reglas heurísticas para aplicar a
diversos tipos de equipos, que nos aseguran un
diseño rápido y con gradientes ubicados en la región
del costo mínimo de proceso; algunas de estas reglas
se presentan en el Capítulo 8.
70
30
60
25
50
Costos
20
40
15
30
10
20
5
10
Gradiente óptimo de
temperatura
0
0
50
100
150
200
250
0
300
Gradiente de Temperatura
Figura 4.2. Relación entre los costos de operación y de inversión.
Costo de inversión,
Costo de operación,
Costos totales
4.2. BALANCES DE MATERIA
Los balances de materia son la base del diseño de
todo proceso, un balance de materia sobre el
proceso completo determina las cantidades de
materias primas y de productos, y los balances de
materia sobre las unidades de proceso determinan
los flujos y composiciones de las corrientes. Durante
la etapa de diseño, los balances de materia se
utilizan para diseñar los diferentes equipos de la
planta y durante la operación y el análisis del
proceso se utilizan para comparar el funcionamiento
de la planta con el diseño original, para calibrar los
instrumentos y para localizar las fugas de material.
De acuerdo con la Ley de Conservación de Masa:
82
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Material Acumulado
(4.5)
= Entrada − Salida + Generación
− Consumo
Esta ecuación puede utilizarse para todos los
compuestos y para cada uno en particular para
obtener los flujos de material en cada una de las
corrientes del diagrama de flujo de proceso, como se
muestra en los Ejemplos 4.1 y 4.2.
En estado estacionario y en un sistema sin reacción:
Entrada = Salida
(4.6)
EJEMPLO 4.1.
Se desean preparar 1000 kg de solución de hidróxido de calcio en agua al 5 % en peso, diluyendo una solución al
20 % en peso. Calcule las cantidades requeridas de hidróxido de calcio y agua.
Solución:
Si se definen:
x = cantidad de solución al 20%,
y = cantidad de agua
20
5
Balance de hidróxido de calcio: x 100 = 1000 100
x= 250 kg
Balance de agua: x
100−20
100
100−5
+ y = 1000 100
y = 750 kg
Comprobación:
Balance total: 1000 kg de solución al 5 % = 750 kg de agua + 250 kg de solución al 20%.
EJEMPLO 4.2.
El ácido clorhídrico grado técnico tiene una concentración de 28% en peso, expréselo como fracción mol.
Solución:
Base de cálculo: 100 kg, 28 % HCl y 72 % agua. PM HCl = 36.5, PM H2O = 18
28 kg
= 0.7671
36.5 kg /kgmol
Masa HCl = 28 kg
𝑀𝑜𝑙𝐻𝐶𝑙 =
Masa agua = 72 kg
𝑀𝑜𝑙𝐻2 𝑂 18.0 kg /kgmol = 4.0
72 kg
Moles totales = Mol HCl + Mol H2O = 0.7671 + 4.0 = 4.7671 mol
0.76
4.0
Fracción mol HCl = 4.76 = 0.16
Fracción mol agua = 4.76 = 0.84
83
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
Comprobación: 0.84 + 0.16 = 1.0
Recordar que: ppm =
cantidad del componente
cantidad total
x 10−6
Cuando se tiene un sistema en donde ocurre una
reacción química es necesario balancear estequiométricamente la ecuación de reacción antes de
realizar los balances de materia, si no es posible
hacerlo por balanceo simple, puede realizarse un
balance de masa de cada elemento, como se muestra
en el siguiente ejemplo:
EJEMPLO 4.3.
Escriba y balancee la ecuación general para la producción de cloruro de vinilo a partir de etileno, cloro y
oxígeno.
C2H4 + Cl2 + O2
C2H3Cl + H2O
Solución:
A (C2H4) + B (Cl2) + C (O2) = D (C2H3Cl) + E (H2O)
Balance de carbono:
2A = 2D;
A = D;
Balance de hidrógeno:
4 A = 3 D + 2 E;
4 A = 2 E + 3 A;
A = 2 E;
E = A / 2;
Balance de cloro:
2 B = D;
B = A / 2;
Balance de oxígeno:
2 C = E;
C = E / 2;
4 A – 3 A = 2 E;
C = A/4
Si: A = 1:
(C2H4) + 1/2 (Cl2) + 1/4 (O2) = (C2H3Cl) + 1/2 (H2O)
Se puede multiplicar por el denominador más grande para eliminar las fracciones:
4(C2H4) + 2 (Cl2) + (O2) = 4(C2H3Cl) + 2 (H20)
Durante el diseño y el análisis de procesos es
necesario llevar a cabo un gran número de balances
de materia y la elección adecuada de las fronteras
para cada balance puede facilitar la realización de
estos balances.
Algunas normas prácticas recomendadas para elegir
adecuadamente estas fronteras son las siguientes:
1.
84
Llevar a cabo primero el balance más general
para calcular las cantidades de materias
primas, productos y subproductos.
Introducción a la Ingeniería de Procesos
2. Seleccionar después las fronteras alrededor
de cada una de las etapas del proceso y
realizar cada uno de los balances.
3. Seleccionar las diferentes secciones del
proceso para realizar los balances en todas
las corrientes que sea posible.
4. Elegir el tiempo base en el cual se presentan
los resultados kg/h, ton/año, etc.
5. En procesos por lotes elegir un lote.
6. Elegir como base la masa de la corriente para
la cual hay más información.
7. Es más fácil trabajar con moles en lugar de
hacerlo en peso, a veces incluso cuando no
hay reacción química.
En los Ejemplos 4.4 y 4.5 se demuestra la aplicación
de algunas de estas recomendaciones.
EJEMPLO 4.4.
Seleccione las fronteras del sistema mostrado a continuación, organice la solución y realice los balances de
materia correspondientes para el proceso de producción de un polímero, a partir de los siguientes datos:
1. Tasa de producción: 1,000 kg/h
2. Rendimiento en reactor sobre polímero: 100%
3. Lodos de alimentación: 20% de monómero/agua
4. Conversión: 90%
5. Catalizador: 1 kg de catalizador / 1000 kg de monómero
6. Agente para detener la reacción: 0.5 kg / 1000 kg de monómero que no reacciona
7. Filtro: agua para lavado: 1 kg de agua / kg polímero
8. Columna de recuperación: Rendimiento 98 % (porcentaje de recuperación).
9. Secador: Alimentación 5 % agua, especificación del producto 0.5 % de agua
10. Pérdidas de polímero en filtro y secador 1 %.
Agente
Monómero
+
Agua
+
Catalizador
P-3
Filtro
Secador
Reactor
Recirculación de
Monómero
Efluente
Torre de Recuperación
85
Polímero
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
Solución:
Dado que no se cuenta con los datos requeridos para realizar un balance de masa general, se realizará primero un
balance en el filtro y el secador con base en 1 hr de operación:
Entrada
Salida
Filtro y
Secador
1,010 kg polímero
1,000 kg/h polímero
0.5 % agua
Pérdidas
(1%)
Agua + Monómero a
recirculación
Considerando que se tienen pérdidas del 1 % en el filtrado y el secado, la cantidad de material que debe ingresar a
estos equipos para obtener 1,000 kg/h de polímero es:
1,000
kg
h
0.99
= 1,010 kg/h
Ahora se realiza el balance de masa alrededor del reactor:
Agente
Agua +
Catalizador +
Monómero
1010 kg/h polímero
Reactor
De acuerdo con la información del proceso se sabe que la conversión en el reactor es del 90 %, por tanto el
monómero alimentado debe ser:
1,010
kg
h
0.90
= 1,122 kg de monómero/h
El monómero que no reaccionó es: 1,122 kg/h – 1,010 kg/h = 112 kg/h
La cantidad de agente que es necesario adicionar para detener la reacción es de: 0.5 kg / 1000 kg de monómero
que no reaccionaron, por tanto:
0.5 kg agente
mon
∗ 112 kg
= 0.056 kg agente
1000 kg mon
h
86
Introducción a la Ingeniería de Procesos
La cantidad de catalizador se calcula como: 1 kg de catalizador / 1000 kg de monómero alimentados al reactor:
1.0 kg cat
mon
kg
∗ 1,122 kg
= 1.12
de catalizador
1000 kg mon
h
h
Balance de agua:
Los lodos de alimentación son una solución que contiene 20 % de monómero y el resto de agua, si X es la
cantidad de agua:
0.2 =
1,122
1,122 1.0 − 0.2
X=
= 4,489 kg agua
X + 1,122
0.2
Si se considera nuevamente el subsistema filtro-secador, el agua en el polímero que entra a este sistema es igual
al 5% (despreciando el agua que se encuentra en el polímero que se pierde durante el filtrado y el secado):
Agua que entra al filtro con el polímero: 1,122
kg pol ímero
h
kg agua
0.05 kg pol ímero
= 56.1 kg agua/h
1 𝑘𝑔 𝑎𝑔𝑢𝑎
Agua de lavado: 𝑘𝑔 𝑑𝑒 𝑝𝑜𝑙 í𝑚𝑒𝑟𝑜 1,010 𝑘𝑔 𝑑𝑒 𝑝𝑜𝑙í𝑚𝑒𝑟𝑜 𝑞𝑢𝑒 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎 𝑎𝑙 𝑓𝑖𝑙𝑡𝑟𝑜 = 1,010 𝑘𝑔𝑑𝑒 𝑎𝑔𝑢𝑎 𝑑𝑒 𝑙𝑎𝑣𝑎𝑑𝑜
Agua que sale del secador: 1000
𝑘𝑔 𝑝𝑜𝑙 í𝑚𝑒𝑟𝑜
𝑕
𝑘𝑔 𝑎𝑔𝑢𝑎
𝑘𝑔
0.005 𝑘𝑔 𝑝𝑜𝑙 í𝑚𝑒𝑟𝑜 = 5 𝑕 𝑑𝑒 𝑎𝑔𝑢𝑎
Balance de Agua:
4,489 kg que entran en lodos alimentación + 1,010 kg agua de lavado – 5.0 kg que salen al secador = 5,494.0 kg/h
Realizando un balance sobre el subsistema reactor-filtro, se obtiene el flujo de recirculación hacia la columna de
recuperación:
Balance en la columna:
Entran: 5,494 kg/h agua + 112 kg/h monómero que no reaccionó = 5,606 kg/h,
Se recupera el 98% del monómero que entra a la columna:
(112 kg monómero que no reacción) (0.98) = 109.76 kg de monómero que se recirculan
Efluente de la columna = (112.0 -109.79) kg de monómero + 5,494 kg agua = 5496.21 kg/h
En total se alimentan al proceso:
1,122 kg/h de monómero – 109.76 kg/h de monómero que se recirculan = 1012.24 kg/h de monómero al proceso.
87
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
EJEMPLO 4.5.
Se tiene un horno con una alimentación de gas natural, cuya composición es la siguiente: 95 % de metano y 5 %
de nitrógeno. Los gases de salida del horno o gases de combustión tienen una composición en base seca de: 9.28
% de CO2, 0.02 % de CO, 4.6 % de O2 y 86.1 % de N2. Todos los porcentajes se encuentran en % volumen.
Calcular el aire en exceso.
Solución:
La reacción estequiométrica que se lleva a cabo en el horno es:
CH4 + 2 O2
CO2 + 2 H2O
Dado que la composición de los gases de salida está dada en peso seco, el agua ha sido condensada previamente.
Base de cálculo: 100 moles de gas de combustión.
Gas de combustión
9.28 % CO2
0.02 % CO
4.6 % O2
86.1% N2
Aire
Fluido de proceso
Gas natural
95 % CH4
5 % N2
Solución:
Balance de carbono:
Moles a la entrada = moles a la salida
Si: x es el flujo de gas natural
0.95 x = 9.28 + 0.02 ;
x = 9.789 mol de gas natural
Balance de nitrógeno (composición del aire 21 % oxígeno, 79 % nitrógeno)
Si: y = flujo de aire / 100 mol de gas de combustión:
N2 en aire + N2 en gas natural = N2 en gas de combustión:
0.79 y + 0.05 9.789 = 86.1
y = 108.4 mol
88
Introducción a la Ingeniería de Procesos
De acuerdo a la estequiometría de la reacción: 1 mol CH4 requiere 2 moles de O2:
Aire estequiométrico:
9.789 mol de gas
Aire en exceso =
0.95
mol de CH4
mol de gas
2
mol de O2
mol de CH4
100 mol aire
= 88.6 mol de aire
21 mol de O2
aire alimentado −aire estequiom étrico
108.4−88.6
∗ 100 =
100 = 22%
aire estequiom étrico
88.6
4.3. BALANCES DE ENERGÍA
𝑢2
Durante el diseño de procesos los balances de
energía
se
utilizan
para
determinar los
requerimientos energéticos del proceso, tales como:
calentamiento, enfriamiento y potencia.
𝑒𝑐 = 2 (4.9)
Donde: u = velocidad (m/s)
3. La energía interna (u) es la energía asociada
al movimiento molecular, la cual es función
de la temperatura (T):
En el análisis de procesos los balances de energía se
realizan como auditorías de energía para establecer
los patrones de uso de la misma y encontrar áreas
donde pueden implementarse sistemas de ahorro y
conservación de energía.
𝑢 = 𝑓 𝑇 (4.10)
Energía Interna: La energía se transfiere en
forma de calor o trabajo, lo cual cambia la
energía interna del sistema.
De acuerdo con la Primera Ley de la
Termodinámica, la ecuación general de conservación
de la energía puede escribirse como:
4. El trabajo (w), se define como la fuerza
ejercida por la distancia:
Energía Acumulada
(4.7)
= Entrada − Salida + Generación
− Consumo
𝑙
𝑤 = 0 𝐹𝑑𝑥 (4.11)
La energía existe en diversas formas, como energía
calorífica, mecánica, eléctrica, energía interna,
energía cinética, energía potencial y trabajo:
1.
Donde: F = Fuerza (N)
x = Distancia (m)
l = Distancia final (m)
Convencionalmente el trabajo realizado por
un sistema sobre sus alrededores se
considera positivo y viceversa. Cuando el
trabajo se manifiesta como un cambio de
presión o de volumen, se expresa de la
siguiente forma:
La energía potencial es la energía debida a la
posición:
𝑒𝑝 = 𝑔𝑧(4.8)
Donde: z = altura sobre un punto elegido
arbitrariamente,
g = aceleración de la gravedad (9.81 m/s2).
2. La energía cinética (ec) es la energía debida
al movimiento:
2
𝑤 = 1 𝑃𝑑𝑉 (4.12)
Donde: P = Presión (Pa, N/m2)
89
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
𝑃𝑉 𝛾 = 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒(4.14)
V = Volumen (m3)
Para integrar esta función es necesario
conocer la relación entre presión y volumen.
Donde: γ = relación de calores específicos
(Cp/Cv)
Normalmente durante el diseño de procesos
se requiere estimar el trabajo realizado
durante la compresión o expansión de un
gas. En estos casos se lleva a cabo un
estimado asumiendo un sistema reversible y
adiabático (isentrópico), o un sistema de
expansión isotérmica, dependiendo de la
naturaleza del proceso.
5. La energía eléctrica al igual que la energía
mecánica normalmente se incluyen en el
término de trabajo en los balances de
energía.
Considerando un proceso en estado estacionario
como el mostrado en la Figura 4.5, el balance de
energía está dado por la energía de la corriente de
entrada (energía cinética, energía potencial, energía
interna y trabajo), menos la energía de la corriente
de salida (energía cinética, energía potencial, energía
interna y trabajo), más el calor que entra al sistema,
menos el trabajo que produce el sistema sobre sus
alrededores.
Para procesos de expansión isotérmica:
𝑃𝑉 = 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒(4.13)
Para procesos de expansión adiabática
reversible (sin intercambio de calor con los
alrededores):
Q
W
2
Salida
1
Entrada
z1
z2
Figura 4.5. Esquema general de un proceso en estado estacionario.
El balance de energía por unidad de masa puede
expresarse de acuerdo con la ecuación general para
sistemas en estado estacionario de acuerdo con la
siguiente ecuación:
U1 + P1 v1 +
u12
+ z1 g + Q
2
= U2 + P2 v2 +
(4.15)
u22
+ z2 g + W
2
Donde los subíndices 1 y 2 se refieren a los puntos de
entrada y salida respectivamente; Q es el calor
transferido de los alrededores al sistema a través de
90
Introducción a la Ingeniería de Procesos
la frontera del sistema (positivo si entra al sistema y
negativo si sale del mismo); W es el trabajo realizado
por el sistema (positivo si es realizado por el sistema
y negativo si entra al sistema).
tanto puede aplicarse a sistemas continuos y por
lotes.
En un sistema con reacción, el calor está
determinado por el calor generado (QS)(en la
mayoría de los casos por las reacciones exotérmicas),
menos el calor suministrado al sistema (QP)(para
mantener la temperatura del sistema a las
condiciones de operación):
En la mayoría de los procesos químicos las energías
cinética y potencial son muy pequeñas comparadas
con los términos de calor y trabajo, y por tanto
normalmente se desprecian.
Q = Q S − Q P (4.18)
Los términos U y Pv están representados por la
entalpía H, la cual es función de la temperatura.
En términos generales el calor que debe
suministrarse al sistema está dado por la diferencia
de entalpías de las corrientes de entrada y salida,
menos el calor generado.
𝑕 = 𝑈 + 𝑃𝑣(4.16)
Si se desprecian los términos de energías cinética y
potencial, y se utiliza el término de entalpía como se
definió anteriormente, la ecuación de balance de
energía en estado estacionario se simplifica:
Q p = H2 − H1 − Q S (4.19)
𝐻2 − 𝐻1 = 𝑄 + 𝑊(4.17)
En el Ejemplo 4.6 se muestra cómo realizar los
balances de materia y energía en una torre de
destilación para obtener los requerimientos de
servicios auxiliares requeridos por la torre.
Tomando en cuenta que los términos que dependen
del flujo se han eliminado, esta ecuación
simplificada puede utilizarse en sistemas cerrados
(sin flujo) y en sistemas abiertos (con flujo), por
EJEMPLO 4.6.
Estime la cantidad de vapor y de agua de enfriamiento requeridos por un sistema de destilación que opera a una
presión de 1 bar, con condensación completa del producto de domos, bajo las condiciones mostradas en la figura
y con los datos siguientes:
Vapor disponible para calentamiento:
P = 25 psig (274 kN/m2)
Temperatura del agua de enfriamiento:
T = 30 °C
Datos:
Cp acetona (25 a 35 °C) = 2.2 kJ/kg K
Cp agua (25 a 100 °C) = 4.2 kJ/kg K
Datos de vapor en equilibrio:
Temperatura de ebullición de solución de acetona / agua al 99 % = 56.5 °C
Q latente de acetona a 56.5 °C (330 K) = 620 kJ/kg
Q latente de agua a 56.5 °C (330 K) = 2500 kJ/kg
Q latente del vapor para calentamiento ≈ 2174 kJ/kg @ 274 kN/m2
91
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
Tasa de
reflujo=10
Producto de
domos
Fd =
99 % acetona
1% agua
T = 25°C
Alimentación
Fa=100 kg/h
10 % acetona
90% agua
T = 35°C
Producto de
fondos
Ff =
Menor 100 ppm acetona
agua
T = 100°C
Solución:
Primero es necesario realizar un balance de materia:
Balance de acetona:
100 ∗ 0.1 = Fd ∗ 0.99
Fd = 10.1 kg/h
kg
kg
Ff = 100 h − 10.1 h = 89.9 kg/h
Qc
Balance global de energía en el sistema:
Hd
Ha
Hf
QB
Donde: Ha = Entalpía de la corriente de alimentación
Hd = Entalpía de la corriente de domos
Hf = Entalpía de la corriente de fondos
Qc = Carga térmica del condensador
QB = Carga térmica del rehervidor
Entradas:
QB + H a
Salidas:
Qc + H d + H f
Las capacidades caloríficas se pueden considerar aditivas, por tanto:
92
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Cp alimentación:
(10% acetona, 90% agua) = (0.1 * 2.2) + (0.9 * 4.2) = 4.0 kJ/kg K
Cp corriente domos:
(99 % acetona) ≈ 2.2 kJ/kg K
Cp corriente fondos:
≈ 4.2 kJ/kg K
Para determinar el calor que es necesario extraer del sistema en el condensador es necesario realizar un balance
alrededor del mismo, de acuerdo con la siguiente figura, donde:
V = Flujo de vapor que sale de la torre
L = Flujo que regresa a la torre, o reflujo
Hv = Entalpía del vapor que sale de la torre
Hl = Entalpía del líquido de reflujo
Hd = Entalpía del producto de domos
Qc = Calor que es necesario eliminar mediante el condensador
Qc
Hv
V
Hl
Hd
L
D = 10.1 kg/h
L
Tasa de Reflujo = 10: R = D = 10;
L = 10 D = 10 ∗ 10.1 = 101.0
V = L + D = 111.1
kg
h
kg
h
Haciendo un balance de energía alrededor del condensador, en estado estacionario: entradas = salidas:
Hv = Hd + HL + Q c
(4.20)
Q c = Hv − HL + Hd
Si se supone condensación completa la entalpía del vapor es igual al calor latente más el calor sensible:
Hv = Q latente + Q sensible
(4.21)
Para calcular la entalpía de vapor a la temperatura de ebullición, se calcula el calor latente de
vaporización a la temperatura de ebullición y se le suma el calor sensible requerido para elevar la temperatura
del líquido al punto de ebullición:
93
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
Q latente de acetona a 56.5 °C (330 K) = 620 kJ/kg
Q latente de agua a 56.5 °C (330 K) = 2500 kJ/kg
𝑄𝑐 = 111.1
𝑘𝑔
0.01
𝑕
2500
𝑘𝐽
+ 0.99
𝑘𝑔
620
𝑘𝐽
𝑘𝐽
+ 56.5 − 25.0 𝐾 2.2
𝑘𝑔
𝑘𝑔 𝐾
= 78,669.9 𝑘𝐽/𝑕
La entalpía del producto de domos y del reflujo se consideran iguala cero debido a que se ha establecido
como temperatura base, 25 °C (Hd = 0.0; Hl = 0.0). Debido a que ambas corrientes se encuentran en estado
líquido y a que el reflujo está a la misma temperatura que el producto:
Qc = Hv = 78,669.9 kJ/h = 21.8 kW
El calor que es necesario suministrar a través del rehervidor se determina mediante un balance completo en la
torre:
Entradas = Salidas: QB + Ha = Qc + Hd + Hf
Ha = m Cp ∆T = 100.00 kg/h (4.00 kJ/kg K) (35.00-25.00) K = 4,000.00 kJ/h
Si la temperatura de ebullición de la corriente de fondos se considera igual a 100°C:
Hf = m Cp ∆T = 89.90 kg/h (4.20 kJ/kg K) (100.00-25.00) K = 28,318.50 kJ/h
Realizando un balance general:
Q B = Q c + H d + H f– H a
QB= 78,669.90 kJ/h + 0.0 kJ/kg + 28,318.50kJ/h - 4,000.00 kJ/h = 102,988.40 kJ/h = 28.61 KW.
El calor del rehervidor (QB) se suministra por la condensación del vapor de baja presión:
Q latente de vaporización ≈ 2174 kJ/kg @ 274 kN/m2
𝑄
𝐵
Vapor requerido: 𝑚 = 𝐻𝑣𝑎𝑝
=
102,988.40 kJ /h
= 47.32 𝑘𝑔/𝑕
2174 kJ/kg
La cantidad de agua de enfriamiento que es necesario utilizar en el condensador para enfriar a 25 °C el producto
de domos se calcula como:
QC = m Cp ∆T;
𝑄
𝑚 = 𝐶𝑝 𝑐∆𝑇 =
78,669.9 kJ /h
15 𝐾 4.2
𝑘𝐽
𝐾
𝑘𝑔
= 1248.73 𝑘𝑔/𝑕
REFERENCIAS
Biegler, Lorenz; Grossmann Ignacio; Westerberg Arthur. Systematic Methods of Chemical Process Design.
94
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional Publishing.
1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc. 2002.
Prentice Hall. 1999.
Ray, Martyn; Johnston, David. Chemical Engineering Design Project. Gordon and Breach Science Publishers.
1989.
Seider, Warren; Seader, J. D., Lewin, Daniel. Product & Process Design Principles. Willey. 2003.
Sinnot, R. K. Coulson & Richardson´s. Chemical Engineering. Vol. 6. Chemical Engineering Design. Butterworth
Heinemann. 1999.
Towler, Gavin; Sinnott, Ray. Chemical Engineering Design, principles, practice and economics of plant and
process design. Elsevier. 2008.
Turton Richard; Bailie Richard;Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of Chemical
Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
Watkins, R. N. Petroleum Refinery Distillation. Gulf Publishing Company.1981.
95
Capítulo 4
Balances de Materia y Energía
EJERCICIOS
4.1. Se debe producir vapor de media presión en una caldera alimentada mediante gas butano con 92% de butano
y 8 % de nitrógeno. Los gases de combustión tienen una composición en base seca de 9.1 % de CO2, 0.2 % de CO,
4.6 % de O2 y 86.1 % de N2 (% volumen).
a) Dibuje el esquema del equipo,
b) Realice el balance de materia,
c) calcule el aire en exceso
d) Indique la cantidad necesaria de combustible para producir 2500 kg/h de vapor.
4.2. Se tiene una corriente de alimentación a un reactor con la siguiente composición en peso : 25 % de
etileno, 12 % de oxígeno, 30 % de nitrógeno y ácido clorhídrico. Si el flujo de etileno es de 2000 kg/h, calculo
el flujo de cada uno de los componentes de la mezcla de alimentación.
4.3. A una corriente de aire se añaden 15 kg/h de dióxido de carbono, al tomar una muestra de la corriente ya
mezclada se encuentra que su composición es de 0.4 % v/v de CO2, calcule el flujo de aire. Considere que el
contenido de CO2 en el aire es de 0.03 % mol.
4.4. Con el objeto de asegurar la combustión completa dentro de un horno alimentado con gas natural, se
desea alimentar un 20 % de aire en exceso en el equipo. Si el gas de combustión contiene 85 % de metano y
15 % de etano, calcule los moles de aire requeridos por mol de combustible.
4.5. Se mezclan dos corrientes de agua para alimentar un intercambiador de calor que opera a una presión
absoluta de 20 bar, la primera corriente con un flujo de 100 kg/min tiene una temperatura de 40 °C y la
segunda corriente tiene un flujo de 175 kg/h y una temperatura de 65 °C. El diámetro de la salida del
intercambiador de calor tiene un diámetro interno de 6 cm. Calcule la carga térmica del intercambiador de
calor en kJ/min, si a la salida del intercambiador se requiere un vapor saturado a la presión del equipo.
(Utilice las tablas de vapor).
96
CAPÍTULO 5
SELECCIÓN DEL SISTEMA DE REACCIÓN
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
5. SELECCIÓN DEL SISTEMA DE
REACCIÓN
En losprocesos químicos y bioquímicos el sistema de reacción está conformado por un reactor o un biorreactor,
respectivamente, sujeto a ciertas condiciones de proceso, en el cual se lleva a cabo una modificación de la
concentración de los compuestos presentes a partir de una o varias reacciones químicas o bioquímicas. Las
condiciones de proceso determinan la velocidad a la cual se lleva a cabo la reacción y éstas son: temperatura,
presión, composición, fase, catalizador y tipo de reactor.
La definición de las seis variables mencionadas determina conceptualmente la selección del sistema de reacción o
biorreacción. Esta definición tiene como objetivo alcanzar un diseño óptimo del reactor, en algunos procesos se
busca minimizar el tamaño del reactor (volumen), en otros maximizar la conversión a producto (selectividad), en
otros minimizar el consumo de energía. Para ello es necesario identificar el efecto de cada una de las variables que
intervienen en el sistema de reacción por separado y obtener los criterios necesarios para establecer un diseño
integral lo más cercano posible al óptimo.
5.1.EQUILIBRIO QUÍMICO
Las constantes de equilibrio pueden calcularse a
partir de la 2ª Ley de la Termodinámica y a partir de
la contante de equilibrio pueden calcularse las
concentraciones de reactivos y productos en el
equilibrio. Sin embargo debe tomarse en cuenta que
los sistemas reales no alcanzan necesariamente esta
conversión, por tanto las concentraciones calculadas
a partir de la termodinámica son solamente valores
posibles de conversión.
Donde 𝐾 =
G = Energía libre
f = Fugacidad
La constante de equilibrio químico (Keq) determina
cuantitativamente
las
concentraciones
que
satisfacen estas condiciones.
Considerando la
reacción anterior su constante de equilibrio está
determinada por el producto de la concentración de
los
productos
elevados
al
coeficiente
estequiométrico de cada uno, dividido entre el
producto de la concentración de los reactivos
elevados al coeficiente estequiométrico de los
mismos:
La 2ª Ley de la Termodinámica determina el límite
de avance de una reacción, de tal forma que: “Una
reacción procederá hasta un punto en que se
maximice su entropía o se minimice su energía libre,
lo cual sucede cuando el sistema llega a una
concentración determinada de sus componentes”.
Termodinámicamente la energía libre de referencia
ΔG0 para la siguiente reacción:
aA+ bB
𝑌𝑦 𝑍𝑧
𝐾𝑒𝑞 = 𝐴 𝑎 𝐵 𝑏 (5.2)
yY + zZ
Además por conveniencia la constante de equilibrio
puede expresarse también en función de la
fugacidad, de presión parcial y de la fracción molar
de reactivos y productos:
a la temperatura T, se define como:
∆𝐺 0 = 𝑦𝐺𝑌0 + 𝑧𝐺𝑍0 − 𝑎𝐺𝐴0 − 𝑏𝐺𝐵0 = −𝑅𝑇 ln 𝐾
𝑓 𝑦 𝑓 𝑧
𝑓0 𝑌 𝑓0 𝑍
𝑓 𝑎 𝑓 𝑏
𝑓0 𝐴 𝑓0 𝐵
(5.1)
98
Introducción a la Ingeniería de Procesos
𝐾𝑓 =
𝐾𝑝 =
𝐾𝑦 =
𝑦
𝑓𝑌 𝑓𝑍𝑧
𝑑 ln 𝐾
∆𝐻𝑟
=
5.8
𝑑𝑇
𝑅𝑇 2
(5.3)
𝑓𝐴𝑎 𝑓𝐵𝑏
𝑦
𝑝 𝑌 𝑝 𝑍𝑧
Si se toma en cuenta al cambio de entalpía de
reacción (∆𝐻𝑟 ) constante en el intervalo de
temperatura de operación, la integral de esta
ecuación es:
(5.4)
𝑝 𝐴𝑎 𝑝 𝐵𝑏
𝑦
𝑦𝑌 𝑦𝑍𝑧
(5.5)
𝑦𝐴𝑎 𝑦𝐵𝑏
𝑙𝑛
Para reacciones en fase gaseosa a presiones bajas, la
desviación del estado ideal es pequeña, por lo que la
fugacidad y la presión parcial pueden considerarse
iguales, en este caso, para cualquier componente i:
(5.9)
En el caso en que se considere la variación de la
entalpía de reacción se obtiene:
𝑓𝑖 = 𝑝𝑖 = 𝑦𝑖 𝑃 = 𝑖 𝑅𝑇(5.6)
𝑙𝑛
Y por tanto:
𝐾2
1 𝑇2 ∆𝐻𝑟
=−
𝑑𝑇
𝐾1
𝑅 𝑇1 𝑇 2
(5.10)
A partir de las expresiones mostradas anteriormente
se puede deducir que:
𝑃 ∆𝑛
𝑅𝑇 ∆𝑛
𝐾 = 𝐾𝑓 = 𝐾𝑝 = 𝐾𝑦
= 𝐾𝑒𝑞
(5.7)
𝑛
𝑛
a) La constante de equilibrio termodinámico no
depende de la presión del sistema, ni de la
presencia o ausencia de materiales inertes, ni
de la cinética de la reacción, pero sí depende
de la temperatura del sistema.
Donde: Δn = y+z-a-b
Si experimentalmente se lleva a cabo la obtención de
metanol a partir de monóxido de carbono e
hidrógeno, de acuerdo a la reacción:
CO (g) + 2H2 (g)
𝐾2
∆𝐻𝑟 1
1
=−
−
𝐾1
𝑅 𝑇2 𝑇1
b) Aunque la constante de equilibrio
termodinámica no depende de la presencia o
ausencia de inertes, la concentración al
equilibrio de reactivos y productos, así como
la conversión al equilibrio pueden cambiar
con estas variables.
CH3OH (g)
Y se grafica la evolución de los perfiles de
concentración de ambos reactivos y del producto,
como se ilustra en la Figura 5.1, se observa que al
inicio de la reacción existe una rápida disminución
en la concentración de los reactivos y un aumento
acelerado en la concentración del metanol; sin
embargo después de un período de tiempo la
velocidad de la reacción disminuye hasta alcanzar
un estado de equilibrio en el cual la cantidad de
hidrógeno y monóxido de carbono que reaccionan,es
igual a la cantidad de moles de metanol que
regresan a formar reactivos.
c) Si la constante de equilibrio Keq>> 1.0 la
conversión
puede
ser
prácticamente
completa y la reacción puede considerarse
irreversible, por el contrario si Keq<< 1.0 la
reacción ocurrirá muy lentamente.
La composición en el equilibrio varía con la
temperatura de acuerdo con la ecuación
termodinámica:
99
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
CH OH
3
equilibrio químico
conc. molar
CO2
H2
tiempo
Figura 5.1. Evolución de los perfiles de concentración durante una reacción típica
EJEMPLO 5.1.
Una mezcla de 0.5 moles de H2 y 0.5 moles de I2 se coloca en un recipiente de acero inoxidable de 1.0 litro a 430
°C. La constante de equilibrio Keq para la reacción de formación de ioduro de hidrógeno es igual a 54.3 a esta
temperatura. Calcule las concentraciones de yoduro de hidrógeno, iodo e hidrógeno en el equilibrio.
Solución:
La estequiometría de la reacción es la siguiente:
I2 + H2
2HI
Si se define x como la disminución en la concentración de H2 en el equilibrio (en mol/l), la disminución en la
concentración de iodo es también igual a x, y el cambio en la concentración de HI es igual a 2x. Los cambios en
las concentraciones se resumen como:
Concentración
(mol/l)
H2
+
I2
2HI
Inicial
0.5
+
0.5
0.0
Cambio
-x
+
-x
2x
Equilibrio
0.5-x
+
0.5-x
2x
La constante de equilibrio se calcula de acuerdo a la definición de la misma como:
𝐾𝑒𝑞 =
𝐻𝐼 2
𝐻2 𝐼2
99
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Sustituyendo los valores de la tabla anterior:
54.3 =
2𝑥 2
0.5 − 𝑥 0.5 − 𝑥
Sacando raíz cuadrada a ambos lados de la ecuación:
2𝑥
0.5 − 𝑥
7.37 =
𝑥 = 0.393 𝑚𝑜𝑙/𝑙
Resolviendo para x:
Ahora se pueden calcular las concentraciones en el equilibrio:
𝐻2 = 0.5 − 0.393
𝑚𝑜𝑙
= 0.107 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑙
𝐼2 = 0.5 − 0.393
𝑚𝑜𝑙
= 0.107 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑙
𝐻𝐼 = 2.0 ∗ 0.393
𝑚𝑜𝑙
= 0.786 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑙
EJEMPLO 5.2.
Para la misma reacción y a la misma temperatura descrita en el ejemplo anterior, suponga que las
concentraciones iniciales de H2,I2 y HI son: 0.00623 mol/l, 0.00414 mol/l y 0.0224 mol/l respectivamente. Calcule
las concentraciones de estas especies en el equilibrio.
Solución:
A partir de las concentraciones iniciales es posible calcular el cociente de reacción QR, para determinar si el
sistema se encuentra en equilibrio o no, y en qué dirección procederá la reacción neta para alcanzar el equilibrio.
Si QR = Keq, el sistema se encuentra en equilibrio; si QR< Keq la reacción procederá de izquierda a derecha hasta
alcanzar el equilibrio, y si QR> Keqla reacción se llevará a cabo de derecha a izquierda hasta alcanzar el equilibrio.
Por tanto comparandoKeq y QRse puede determinar si habrá un consumo de hidrógeno e iodo, o de yoduro de
hidrógeno.
𝑄𝑅 =
𝐻𝐼 20
0.0224 2
=
= 19.5
𝐻2 0 𝐼2 0
0.00623 0.00414
Keq>Qc, por tanto la reacción neta procederá de izquierda a derecha hasta que se alcance el equilibrio.
Nuevamente, si se define x como la disminución de la concentración de H2 en el equilibrio, los cambios hasta
llegar al equilibrio son:
Conc.
(mol/l)
H2
+
I2
2HI
Inicial
0.00623
+
0.00414
0.0224
Cambio
-x
+
-x
2x
Equilibrio
0.00623-x
+
0.00414-x
0.0224+2x
101
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
La constante de equilibrio es:
𝐾𝑒𝑞 =
𝐻𝐼 2
0.0224 + 2𝑥 2
=
= 54.3
𝐻2 𝐼2
0.00623 − 𝑥 0.00414 − 𝑥
Resolviendo algebraicamente:
54.3 2.58𝑥10−5 − 0.0104𝑥 + 𝑥 2 = 5.02𝑥10−4 + 0.0896𝑥 + 4𝑥 2
50.3𝑥 2 − 0.654𝑥 + 8.98𝑥10−4 = 0.
Resolviendo la ecuación cuadrática:
𝑥=
𝑥=
0.654 ±
−𝑏 ± 𝑏 2 − 4𝑎𝑐
2𝑎
−0.654 2 − 4 50.3 8.98𝑥10−4
2 50.3
𝑥1 = 0.0114 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑥2 = 0.00156 𝑚𝑜𝑙/𝑙
La solución correspondiente a x1 es imposible físicamente debido a que la concentración inicial es menor a
0.0114mol/l, la segunda solución es la correcta.
En el equilibrio las concentraciones son:
𝑚𝑜𝑙
= 0.00467 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑙
𝑚𝑜𝑙
𝐼2 = 0.00414 − 0.00156
= 0.00258 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑙
𝑚𝑜𝑙
𝐻𝐼 = 0.0224 + 2 ∗ 0.00156
= 0.0255 𝑚𝑜𝑙/𝑙
𝑙
𝐻2 = 0.00623 − 0.00156
En los dos ejemplos anteriores se muestra la forma
en que se calculan las concentraciones de todas las
especies reactivas en el equilibrio, a partir de la
constante de equilibrio y de las concentraciones
iniciales. Esta información es útil cuando se requiere
estimar el rendimiento de una reacción. Por ejemplo
si la reacción entre hidrógeno y yodo para formar
yoduro de hidrógeno fuera completa, el número de
moles de HI formado en el ejemplo 5.1 sería igual a 2
* 0.5 = 1.0 mol/l. Sin embargo, como el proceso está
en equilibrio, la cantidad real de HI formado no
sería mayor de 2*0.393 =0.786 mol/l, lo cual muestra
que en el equilibrio se puede alcanzar un
rendimiento de 78.6%.
5.2. FACTORES QUE AFECTAN EL EQUILIBRIO QUÍMICO
El equilibrio químico representa un balance entre las
reacciones directa e inversa. En la mayoría de los
casos este balance es muy delicado, los cambios en
las condiciones de operación pueden alterar el
balance y desplazar la posición del equilibrio para
que se forme mayor o menor cantidad del producto
deseado. Cuando se dice que el equilibrio se
desplaza a la derecha, significa que la reacción neta
va de izquierda a derecha y viceversa. Las variables
que se pueden controlar en un proceso son:
concentración, presión, volumen y temperatura,
principalmente.
102
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Si una reacción ocurre espontáneamente, ésta va
acompañada de una disminución en su energía libre
hasta un punto mínimo. Después de este punto es
necesario suministrar energía al sistemapara que la
reacción continúe, lo cual no ocurre de manera
espontánea, y por tanto la reacción no ocurre por sí
misma. Al punto en que se logra ese valor máximo
de entropía del sistema, se le llama punto de
equilibrio químico de la reacción, el cual se muestra
en la Figura 5.2. Para toda reacción a ciertas
condiciones de proceso existe un punto de equilibrio
químico que no puede rebasarse.
El efecto de las variables de proceso en el equilibrio
químico se puede predecir cualitativamente
utilizando el principio de Le Chatelier:
“Al llevarse a cabo un esfuerzo o disturbio sobre un
sistema en equilibrio, dicho sistema se desplazará
siempre en una dirección tal que tienda a neutralizar
el efecto del disturbio aplicado”.
Con
este
principio
se
puede
predecir
cualitativamente el efecto de las variables de proceso
sobre la reacción.
10
9
ENERGIA LIBRE
(G)
8
7
Punto de equilibrio
6
5
4
MAXIMA CONVERSION POSIBLE
CONVERSION
Figura 5.2. Punto de equilibrio en una reacción química
5.2.1. EFECTO DE LA PRESENCIA DE REACTIVOS O PRODUCTOS
El efecto de la presencia de reactivos o productos en
el sistema afecta la reacción de forma tal que, a
mayor concentración de productos, el equilibrio
tiende a desplazarse hacia los reactivos para
compensar la reacción (el equilibrio se desplaza
hacia la izquierda). Por el contrario a mayor
concentración de reactivos, el equilibrio tiende a
desplazarse hacia los productos (el equilibrio se
desplaza hacia la derecha). En general, la presencia
de una sustancia en la mezcla inicial de reacción
inhibe o disminuye su formación durante la
reacción.
Si se tiene la reacción: A + B
C, y la
mezcla inicial contiene C, la conversión será menor
que si solo se alimentan los reactivos A y B, como se
aprecia en el siguiente ejemplo.
103
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
EJEMPLO 5.3.
A 720°C la constante de equilibrio Keq para la reacción de obtención de amoniaco es igual a: 2.37x10-3.
N2 (g) + 3 H2 (g)
2NH3 (g)
En condiciones de equilibrio la concentración de N2 es igual a 0.683 mol/l, la concentración de H2es igual a 8.8
mol/l y la de amoniaco es de 1.05 mol/l.
a) Explique, de acuerdo con el Principio de Le Chatelier, qué pasaría si se añade a la mezcla en equilibrio
cierta cantidad de amoniaco hasta llegar a una concentración de 3.65 mol/l.
b) Confirme la predicción realizada calculando el cociente de reacción QR y comparándolo con la Keq.
Solución:
a) El disturbio sobre el sistema en equilibrio consiste en la adición de amoniaco. Para contrarrestar este
efecto, una parte del amoniaco reacciona para producir N2e H2, hasta que se establece un nuevo estado de
equilibrio. Por lo tanto, la reacción neta se desplaza de derecha a izquierda.
b) El cociente de reacción se calcula como:
𝑄𝑅 =
𝑁𝐻3 20
𝑁2 0 𝐻2 0
3 =
3.65 2
= 2.86𝑥10−2
0.683 8.8 3
QR es mayor aKeq, por lo tanto, la reacción neta se desplazará de derecha a izquierda hasta que QRsea igual a Keq.
5.2.2. EFECTO DE LA PRESIÓN
Los cambios de presión normalmente no alteran las
concentraciones de las especies reactivas en fases
líquida o sólida, ya que
los materialesson
incompresibles en estados líquido y sólido. Por el
contrario las concentraciones en fase gas se ven
afectados por los cambios de presión. Al examinar la
ecuación general de los gases se observa que la
presión y el volumen se relacionan de manera
inversamente proporcional, a mayor presión menor
volumen, y viceversa:
𝑃𝑉 = 𝑛𝑅𝑇
𝑃=
Supóngase que el sistema en equilibrio:
N2O4 (g)
2 NO2 (g)
se encuentra dentro de un cilindro acoplado a un
émbolo móvil. Si, manteniendo la temperatura
constante, se empuja el émbolo aumentará la
presión.
Como el volumen disminuye, las
concentraciones(n/V) del N2O4 y del NO2 aumentan.
Dado que la concentración de NO2 esta elevada al
cuadrado en la expresión de la constante de
equilibrio, el incremento de la presión aumenta el
numerador más que el denominador. El aumento en
la presión provoca que el sistema ya no se encuentre
en equilibrio:
(5.11)
𝑛
𝑅𝑇
𝑉
De la ecuación anterior se observa que el término
(n/V) es la concentración molar en la fase gaseosa en
mol/l, y que esta relación varía proporcionalmente
con la presión.
𝑄𝑅 =
𝑁𝑂2 20
(5.12)
𝑁2 𝑂4 0
Por consiguiente, QR> Keq, y la reacción neta se
desplazará hacia la izquierda hasta que, Qc = Keq.
104
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Por el contrario, una disminución en la presión
ocasiona un aumento en el volumen y una
disminución en la concentración, lo cual produce
que QR< Keq, y por tanto la reacción neta se
desplazará hacia la derecha hasta que Qc = Keq.
presión, la reacción se desplazará hacia donde exista
menor número de moles en fase gas, para
contrarrestar el efecto de la disminución de volumen
producido por el aumento de presión.
Si se tiene la reacción:
Dicho de otra forma, la presión tiene efecto sólo
para reacciones que van acompañadas de cambios
en el volumen total del sistema, lo cual sucede si el
número total de moles de productos en fase gas es
distinto al número total de moles de reactantes,
también en fase gas.
CO (g) + 2H2 (g)
CH3OH (g)
Δn = (1) – (1 + 2) = - 2
Δn es menor a cero, lo cual indica que al llevarse a
cabo la reacción hacia la derecha, es decir cuando se
produce metanol, habrá una disminución en el
número total de moles en el sistema, por lo que la
conversión a metanol aumentará al aumentar la
presión.
A mayor presión, el equilibrio tenderá a desplazarse
hacia donde existe menor número de moles.
Si en una reacción dada se define la diferencia de
moles entre reactivos y productos como ∆n =
np − nR , donde np es el número de moles de
productos en fase gas y nR es igual al número de
moles de reactivos también en fase gas; y si la
reacción produce una disminución en el número
total de moles (Δn < 0), entonces la reacción se verá
favorecida por un aumento en la presión del sistema,
ya que la presión tiende a disminuir el volumen de
un sistema en fase gas. Por tanto si se aumenta la
En general:
Presión
Δn > 0
Δn = 0
Δn < 0
Alta
Inhibe
No afecta
Favorece
Baja
Favorece
No afecta
Inhibe
5.2.3. EFECTO DE LA TEMPERATURA
Los cambios de concentración, presión o volumen
pueden alterar la posición de equilibrio, pero no
modifican el valor de la constante de equilibrio, sin
embargo la temperatura si modifica la constante de
equilibrio.
2 NO2 (g)
Cuando la temperatura de un sistema en equilibrio
se eleva, se añade calor al sistema, y por tanto la
reacción se desplaza en la dirección que permite una
absorción de calor y viceversa. Es decir, para la
reacción en equilibrio:
Si se considera nuevamente la reacción:
N2O4 (g)
2 NO2 (g)
aA + bB
La reacción directa es endotérmica (absorbe calor,
ΔH° > 0), por tanto:
N2O4 (g) + calor
N2O4 (g) + calor
ΔH° = - 58.0 kJ/mol
yY + zZ
(- ΔHreac)
un aumento en la temperatura hará que la reacción
se desplace hacia la izquierda, porque en esa
dirección la reacción es endotérmica y tiende a
absorber calor (neutralizar el aumento de la
temperatura). En general:
2 NO2 (g)
ΔH° = 58.0 kJ/mol
y la reacción inversa es exotérmica (libera calor, ΔH°
< 0):
105
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
Reacciones
Exotérmicas
Endotérmicas
Temperaturas altas
Se inhiben
Se favorecen
Temperaturas bajas
Se favorecen
Se inhiben
5.2.4. EFECTO DE LA INTRODUCCIÓN DE UN GAS INERTE EN EL REACTOR
Al introducir un gas inerte en una mezcla
reaccionante se tiene un efecto de dilución de todos
los componentes en fase gas que intervienen en la
reacción, esto es, disminuye su concentración.
Para la reacción: aA + bB
Donde:
yY y zZz
aAa bB b
PT ∆n
nT
Característica
de la reacción
np −
nR
𝑛𝑇 = 𝑎 + 𝑏 + 𝑦 + 𝑧 + 𝑛
n = número de moles de gas inerte
np = número de moles de productos
nr = número de moles de reactivos
yY + zZ
la constante de equilibrio puede representarse como:
Kp =
∆n =
A condiciones constantes de presión y temperatura,
Kp es constante, por lo que la influencia de los gases
inertes se puede resumir como se indica en la
siguiente tabla:
(5.13)
Efecto en el
número total
de moles
gaseosas
La
Relación
Δn<0
nT disminuye
Aumenta
𝐜𝐂 𝐜 𝐝𝐃𝐝 𝐏𝐓 ∆𝐧
𝐚𝐀𝐚 𝐛𝐁 𝐛
𝐧𝐓
𝐦𝐨𝐥𝐞𝐬𝐩𝐫𝐨𝐝𝐮𝐜𝐭𝐨
𝐦𝐨𝐥𝐞𝐬𝐫𝐞𝐚𝐜𝐭𝐢𝐯𝐨
Disminuye
Δn=0
nT no cambia
=1
No varía
No influye
Δn>0
nT aumenta
Disminuye
Aumenta
Se favorece
𝐏𝐓 ∆𝐧
𝐧𝐓
La dilución de un sistema reaccionante con un gas
inerte corresponde a un incremento en el número
total de moles y su efecto es semejante a una
disminución de la presión del sistema. Si el número
𝐊𝐩 =
R
La reacción
P
No se favorece
total de moles gaseosos de la reacción no varía (Δn =
0), la conversión de equilibrio no se ve afectada.
En la Tabla 5.1. se resume el efecto de las diferentes
variables sobre el equilibrio de una reacción:
106
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Tabla 5.1. Efecto de la temperatura, la presión, la introducción de gases inertes y la presencia de productos en la alimentación a
un reactor, sobre la constante de equilibrio.
Características
Aumento de
Temperatura
Aumento de
Presión
Introducción
inertes
Presencia de
productos en
alimentación
Exotérmica
Disminuye
--
--
Disminuye
Endotérmica
Aumenta
--
--
Disminuye
Δn>0
--
Disminuye
Aumenta
Disminuye
Δn=0
--
No afecta
No afecta
Disminuye
Δn<0
--
Aumenta
Disminuye
Disminuye
De la reacción
5.3. TIPOS DE SISTEMAS REACCIONANTES
Los diferentes tipos de reacciones que pueden
llevarse a cabo dentro de un reactor se clasifican
según la complejidad de las reacciones en:
En reacciones simples, en las que no hay formación
de subproductos, y por lo tanto la selectividad al
producto deseado siempre es 100%, el objetivo
dentro del reactor es lograr un mínimo costo de
inversión, o sea el objetivo es lograr que el reactor
tenga un volumen mínimo, para una conversión
dada. Sin embargo, aunque una alta conversión en el
reactor produce un incremento en el tamaño del
mismo (situación adversa), otros equipos corriente
abajo disminuyen su tamaño, por lo que
normalmente la conversión dentro del reactor se fija
en 95 % tanto para las reacciones controladas por la
velocidad de reacción, como para las reacciones
controladas por el equilibrio químico.
5.3.1. REACCIONES SIMPLES
Aunque la mayoría de las reacciones químicas
producen subproductos, en algunos casos por las
pequeñas concentraciones en las que se producen
éstos pueden despreciarse, por lo que se tendría un
sistema de reacción simple. Estos sistemas se
caracterizan porque el o los reactivos producen un
producto o algún subproducto que puede
despreciarse, como se muestra a continuación,
donde A es el reactivo, P el producto y S el
subproducto:
1.
A
P
CH3CH–O–CH2
2. A
C6H12
3. A + B
C2H4 + Cl2
5.3.2. REACCIONES MÚLTIPLES EN
PARALELO CON SUBPRODUCTOS
CH2=CHCHOH
Las reacciones múltiples en paralelo son aquellas en
las que el o los reactivos (A y/o B) producen más de
un producto (P) o subproducto (S), como se muestra
a continuación con algunos ejemplos.
P+S
C6H6 + 3 H2
P
1.
C2H4Cl2
A
P
3 C3H6
107
C9 H18
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
A
S
2 C3H6
Donde r = tasa de reacción, CA = concentración del
reactivo A, k = constante cinética de reacción, n =
coeficiente estequiométrico, y los subíndices 1 y 2 se
refieren a la reacción de formación de producto y
subproducto respectivamente.
C6 H12
2. A
P + S1
C2H6
C2 H 4 + H 2
A
Se obtendrá una máxima selectividad maximizando
r1 y al mismo tiempo minimizando r2, por lo que el
objetivo es minimizar la relación de velocidades de
reacción r2 / r1:
S 2 + S3
C2 H6
C2 H2 + 2H2
3. A + B
2 C2H6 +Cl2
P
A + B
C2H6 + Cl2
S
r2 k 2 n 2 −n 1
= C
r1 k1 A
2 C6H5Cl + H2
De acuerdo con la ecuación anterior, la selectividad
hacia el producto deseado es función de la
concentración de A, por tanto:
C6H4Cl + H2
Si n2> n1la concentración de A se eleva a una
𝐫
potencia positiva y la relación 𝐫𝟐 aumenta a
En un sistema reaccionante en paralelo con
formación de subproducto, por lo general la mayor
parte del costo lo representan las materias primas,
por tanto en este tipo de reacciones el objetivo
principal es minimizar la formación de
subproductos, es decir, maximizar la selectividad
hacia el producto deseado para una conversión dada.
𝟏
concentraciones elevadas de A, por lo que para
lograr una mejor selectividad se prefiere operar el
reactor a concentraciones bajas del reactivo A.
Si n2< n1 la concentración de A se eleva a una
potencia negativa por lo altas concentraciones de A
𝒓
disminuyen la relación 𝒓𝟐, por lo que es preferible
𝟏
La selección de las condiciones de operación debe
ser tal que se “juegue” con las variables que
impacten tanto en la cinética como en el equilibrio
de las reacciones, para lograr la mayor selectividad
posible hacia el producto principal, como se muestra
a continuación:
operar el reactor a altas concentraciones de A para
lograr una mejor selectividad hacia el producto
deseado.
En el caso en que n2 sea mayor que n1 se buscará
obtener conversiones altas dentro del reactor, del
orden de 95 % en reacciones irreversibles y
reacciones reversibles llevadas al equilibrio.
En el sistema de reacción:
n1 A
n2 A
k1
k2
m1 P
En el caso contrario en que n2 sea menor que n1 se
buscará obtener conversiones relativamente bajas,
del orden de 50 % en reacciones irreversibles y
reacciones reversibles llevadas al equilibrio, porque
la obtención de subproductos tenderá a ser mayor
que la de productos.El valor de la conversión final se
ajustará en los equipos posteriores al reactor,
mediante el diseño final del proceso, donde se
buscará un óptimo global del sistema reactorseparador.
m2 S
La tasa de reacción de formación de producto (P) es:
r1 = 𝑘1 𝐶𝐴𝑛1
(5.16)
(5.14)
y la tasa de reacción de formación de subproducto
(S) es:
r2 = 𝑘2 𝐶𝐴𝑛2 (5.15)
108
Introducción a la Ingeniería de Procesos
r1 = 𝑘1 𝐶𝐴𝑛1 (5.17)
5.3.3. REACCIONES MÚLTIPLES EN SERIE
CON SUBPRODUCTOS:
Las reacciones múltiples en serie con formación de
subproductos son reacciones en donde el producto
deseado reacciona para formar un subproducto,
como se muestra en los siguientes casos y sus
ejemplos correspondientes.
1.
A
y la tasa de reacción de formación de subproducto
(S) es:
r2 = 𝑘2 𝐶𝑃𝑛2 (5.18)
Donde r = tasa de reacción, CA = concentración del
reactivo A, CP= concentración de producto, k =
constante cinética de reacción, n = coeficiente
estequiométrico, y los subíndices 1 y 2 se refieren a
la reacción de formación de producto y subproducto
respectivamente.
P
C6 H12
C 6 H 6 + 3 H2
P
S
C6 H 6
3 C 2 H2
2. A
C2 H 6
P + S1
P
S2 + S 3
C2 H 4 +
C2 H 4
C2 H 2 +
3. A + B
C 2 H 4 + O2
P
C2 H 4 O
En estas reacciones la selectividad hacia el producto
P se logra a altas concentraciones de reactivo y bajas
concentraciones de producto, lo cual se presenta si
hay una baja conversión del reactante A. Por tanto
en este tipo de reacciones se tendrá una baja
selectividad al producto principal P si se presenta
una alta conversión de reactivos. Un criterio general
es no tener conversiones mayores al 50 % en
reacciones irreversibles y reacciones reversibles
llevadas al equilibrio.
H2
H2
P
C2 H4 O + H2O
En la Tabla 5.2 se resumen los criterios para
establecer la conversión en un reactor químico.
S1 + S 2
C2 H 2 +
H2O
5.3.4. REACCIONES DE
POLIMERIZACIÓN
Si se considera el sistema de reacción:
n1 A
n2 P
k1
k2
P
En estas reacciones un componente o monómero se
une químicamente en largas cadenas dando lugar a
un compuesto de mayor peso molecular, en función
de la temperatura y del tiempo de reacción, como en
el caso del polietileno:
S
La tasa de reacción de formación de producto (P) es:
nA
An
n(C2 H4)
109
(C2 H4)n
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
Sistema
Tabla 5.2. Criterios para establecer la conversión en un reactor químico.
Reacción Irreversible
Reacción Reversible
Simple
95 %
95% de la conversión al equilibrio
Múltiple en paralelo
subproductos (n2> n1)
con
95 %
95 % de la conversión al equilibrio
Múltiple en paralelo
subproductos (n2 < n1)
con
50 %
50 % de la conversión al equilibrio
Múltiple
en
subproductos
con
50 %
50% de la conversión al equilibrio
serie
5.4. SELECCIÓN DEL TIPO DE REACTOR
Existen tres modelos de geometría ideal en los que
se llevan a cabo las reacciones químicas.
1.
concentración durante el arranque del
reactor hasta que se alcanza el estado
estacionario. En estos reactores la
corriente de salida tiene la misma
composición que la del fluido dentro del
reactor. La Figura 5.3 muestra un reactor
de tanque agitado y los perfiles de
concentración de reactivos y productos
dentro del mismo a lo largo del tiempo.
En la gráfica se observa que durante el
arranque las composiciones cambian con
el tiempo, pero al alcanzar el estado
estacionario la concentración de reactivos
y productos permanece constante.
El reactor continuo de tanque agitado,
también conocido como reactor ideal de
flujo estacionario ó reactor de mezcla
completa. En este tipo de reactores los
reactivos y los productos se introducen y
se eliminan en forma continua a través del
tiempo. Se caracterizan por presentar una
concentración
y
una
temperatura
uniformes dentro del reactor debido a la
agitación, a lo largo del tiempo; es decir su
composición en cada instante es la misma
en todos los puntos del reactor.
Únicamente se presentan cambios en la
110
Introducción a la Ingeniería de Procesos
6
CA0
FA0
xA0
CA
FA
xA
5
Productos
Concentración
Reactivos
Reactivos
+ Productos
4
3
2
CAf = CA
FAf
xAf= xA
1
Reactivos
0
0
2
4
6
8
10
Tiempo
Figura 5.3. Esquema de operación de un reactor continuo de tanque agitado
2. Reactor intermitente agitado, o por
lotes. En los reactores intermitentes como
el mostrado en la Figura 5.4, los reactivos
se introducen en el reactor, se mezclan, se
deja
que
reaccionen
un
tiempo
determinado, y se descarga la mezcla
resultante.
Durante el tiempo que
permanece la mezcla de reacción dentro
del reactor la composición de la mezcla
cambia, la concentración de los reactivos
disminuye y la concentración de productos
y subproductos aumenta; sin embargo
idealmente se considera que el mezclado
debe ser suficiente para mantener la
misma composición en cualquier parte del
reactor.
extremo, la mezcla de reacción fluye a lo
largo del reactor al mismo tiempo que se
lleva a cabo la reacción. Estos reactores se
caracterizan porque el flujo del fluido a
través del reactor es ordenado, sin que
ningún elemento se mezcle con cualquier
otro, situado antes o después. En estos
reactores puede existir mezcla de fluidos
en el sentido lateral, pero nunca existe
mezcla o difusión a lo largo de la
trayectoria de flujo. La condición necesaria
para que exista flujo tipo pistón es que el
tiempo de residencia en el reactor sea el
mismo para todos los elementos del fluido.
En la Figura 5.5 se observa un reactor tipo
pistón y la conversión dentro del mismo a
los diferentes porcentajes de longitud del
reactor. Este tipo de reactor y su patrón de
flujo se puede aproximar mediante una
serie de reactores agitados continuos, la
aproximación es mayor cuanto mayor es el
número de reactores continuos.
3. Reactor de flujo pistón o flujo tapón.
El tercer tipo de geometría de reactores es
el conocido como reactor de flujo pistón,
de flujo tapón o de flujo tubular. Estos
reactores consisten en un tubo en el cual
se introducen los reactivos por un
111
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
Tiempo
Reactivos
Productos
Tiempo = 0
Tiempo = Tiempo de
residencia
0.8
4
0.7
3.5
0.6
Productos
3
0.5
Conversión
0.4
2.5
0.3
2
0.2
Reactivos
1.5
0.1
0
0
20
40
60
80
1
100
Tiempo
Figura 5.4. Esquema de operación de un reactor intermitente de tanque agitado.
112
Introducción a la Ingeniería de Procesos
0.8
Conversión
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.2
0.1
0
0
20
40
60
80
100
% de la longitud del reactor
Figura 5.5. Esquema de operación de un reactor tipo flujo pistón.
La selección del tipo de reactor más apropiado
depende del tipo y características del sistema
reaccionante:
REACCIONES MÚLTIPLES EN PARALELO CON
SUBPRODUCTOS:
REACCIONES SIMPLES:
Como se dijo anteriormente en estos sistemas el
reactivo produce tanto el producto deseado como
algún subproducto en cantidades considerables:
Para la reacción:
A
n1 A
P
n2 A
Donde la tasa volumétrica de reacción está dada
por: r = k An, la mayor velocidad de reacción se
logra cuando se tienen altas concentraciones del
reactante (A). En este caso la velocidad de reacción
es menor en un reactor continuo de tanque agitado,
ya que la alimentación se diluye instantáneamente
en el sistema de reacción. Por ello, para reacciones
simples es mejor utilizar reactores por lotes o
reactores tipo flujo pistón, en los cuales al inicio del
tiempo de reacción o al inicio de la longitud del
reactor, la concentración de reactivos es alta.
k1
k2
𝑛
P
donde 𝑟1 = 𝑘1 𝐶𝐴 1
S
donde 𝑟2 = 𝑘2 𝐶𝐴 2
𝑛
Donde: k1 es la constante de reacción de la reacción
deseada, k2 es la constante de reacción de formación
de subproducto (no deseada), r1 es la tasa de
reacción de formación de producto, r2 es la tasa de
formación de subproducto, A es la concentración de
reactivo, P es la concentración de producto y S es la
concentración de subproducto.
Tomando en consideración las velocidades de
reacción, se concluye que para obtener un mayor
rendimiento del producto deseado es necesario
113
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
minimizar la relación de las velocidades de reacción
de acuerdo con la siguiente ecuación:
r2 k 2 n 2 −n 1
= C
r1 k1 A
Si n1> n2
flujo tapón
seleccionar reactores por lotes o de
Si n1< n2
seleccionar reactores continuos de
tanque agitado
(5.18)
Analizando la ecuación anterior se observa primero
que:
Los reactores por lotes y de flujo pistón presentan
mayores concentraciones de reactivos comparados
con los reactores continuos de tanque agitado,
debido a que al inicio de la reacción la
concentración de reactivos es alta y ésta disminuye
mientras se lleva a cabo la reacción, a través del
tiempo (reactores intermitentes) ó a través de la
longitud del reactor (reactores tubulares). Por el
contrario, en los reactores continuos de tanque
agitado se mantienen concentraciones bajas de
reactivos, ya que la composición dentro del reactor
es la misma que la composición del efluente.
a) La relación de las constantes de velocidad de
reacción (k2 / k1) es independiente del tipo
de reactor.
b) En el caso en que n2 sea mayor que n1, la
concentración de A se eleva a una potencia
positiva. Por tanto mientras mayor sea la
concentración de A, al elevarla a una
potencia positiva, el término An 2 −n 1 se hará
mayor y al multiplicarla por la relación de las
constantes de reacción (k2 / k1), aumentará la
relación de las tasas de reacción (r2 / r1), y
viceversa. Por tanto en reacciones múltiples
en
paralelo
con
formación
de
subproductos,si n2> n1 es conveniente
mantener una concentración baja del
reactivo A, para obtener un mejor
rendimiento del producto deseado; lo cual se
logra con un reactor continuo de tanque
agitado.
Si en el sistema reaccionante se tiene más de un
reactivo, el análisis es diferente:
n 1 A + m1 B
k1
𝑚
𝑛
𝑚
donde 𝑟1 = 𝑘1 𝐶𝐴 1 𝐶𝐵 1
S;
donde 𝑟2 = 𝑘2 𝐶𝐴 2 𝐶𝐵 2
k2
n 2 A + m2 B
𝑛
P;
De igual forma que en el caso anterior se define que
para minimizar la formación de subproductos, se
debe llevar al mínimo la relación r2/r1
r2 k 2 CA n 2 CB m 2 k 2 n 2 −n 1 m 2 −m 1
=
= C
CB
r1 k1 CA n 1 CB m 1 k1 A
c) En el caso contrario si n2< n1, la
concentración de A se eleva a un número
negativo.
Mientras más grande sea la
concentración de A, al elevarla a un número
negativo, el término An 2 −n 1 se hará más
pequeño y disminuirá la relación de las tasas
de reacción (r2 / r1), lo cual es deseable para
obtener una mayor conversión de los
reactivos en el producto deseado. Por tanto
se puede concluir que si n2< n1, es
conveniente mantener una concentración
alta de reactivos en el reactor, lo cual se
consigue con un reactor por lotes o con un
reactor tipo flujo pistón.
(5.19)
Si n1 es mayor que n2 y m1 también es mayor que m2,
(n1> n2 .AND. m1> m2), las concentraciones de A y B
se elevan a una potencia negativa, por lo que para
minimizar el término 𝑨𝒏𝟐 −𝒏𝟏 𝑩𝒎𝟐−𝒎𝟏 es necesario
que las concentraciones de ambos reactivos sean
altas y por consiguiente se recomienda utilizar
reactores intermitentes o reactores flujo tipo pistón.
Si n1 es menor que n2 y m1 también es menor que
m2, (n1< n2 .AND. m1< m2), las concentraciones de A
y B se elevan a una potencia positiva, por lo que para
minimizar el término 𝑨𝒏𝟐−𝒏𝟏 𝑩𝒎𝟐−𝒎𝟏 es conveniente
que las concentraciones de ambos reactivos sean
pequeñas y por tanto se debe seleccionar un reactor
continuo de tanque agitado.
Concluyendo:
114
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Si n1 es mayor que n2 y m1 es menor que m2, (n1> n2
.AND. m1< m2), la concentración de A se eleva a una
potencia negativa y la concentración de B a una
potencia positiva, por lo que para minimizar el
término 𝑨𝒏𝟐−𝒏𝟏 𝑩𝒎𝟐−𝒎𝟏 , la concentración de A debe
mantenerse alta dentro del reactor y la
concentración de B debe mantenerse pequeña. Por
ello se recomienda alimentar el reactivo B, en forma
continua a medida que la reacción avance en un
reactor agitado por lotes.
REACCIONES MÚLTIPLES
SUBPRODUCTOS
EN
SERIE
De acuerdo con el razonamiento
anteriormente la relación a minimizar es:
𝑟2 𝑟3
𝑘2 𝐴 𝑛 2 𝑘3 𝑃 𝑛 3
𝑘2 𝑘3 𝑛 −𝑛 𝑛
=
=
𝐴 2 1 𝑃 3 (5.20)
𝑟1
𝑘1 𝐴𝑛 1
𝑘1
Considerando únicamente las concentraciones de A
dentro del reactor: Si n2> n1, la concentración de A
se eleva a una potencia positiva, por lo que para
minimizar la ecuación anterior es conveniente
mantener una concentración baja de A utilizando un
reactor continuo de tanque agitado. Por el contrario
si n2< n1, la concentración de A se eleva a una
potencia negativa por lo que es conveniente tener
una concentración alta de A lo cual se logra
utilizando un reactor intermitente o uno de flujo
tipo pistón.
CON
Para un sistema:
n1 A
n2 P
k1
k2
𝑛
P;
donde 𝑟1 = 𝑘1 𝐶𝐴 1
S;
donde 𝑟2 = 𝑘2 𝐶𝑃 2
𝑛
Por otra parte debe considerarse que la reacción en
serie (reacción 3) requiere que la concentración de
producto sea baja siempre, por lo que es conveniente
utilizar un reactor intermitente o uno flujo pistón.
En el caso en que n2< n1 se recomendó
anteriormente utilizar este tipo de reactores por lo
que no existe contradicción alguna; sin embargo en
el caso en que n2> n1 se concluyó que un reactor
continuo de tanque agitado era lo más conveniente.
En este caso para reducir la formación de
subproducto puede utilizarse alguna de las
siguientes opciones, mostradas en la Figura 5.6:
En este tipo de sistemas siempre se tendrá una baja
selectividad del producto principal en el reactor
continuo de tanque agitado, ya que una cantidad
importante del reactante o del producto principal
sale del reactor antes de lograrse la conversión
esperada. Para este tipo de reacciones es más
conveniente seleccionar un reactor intermitente o
uno de flujo tipo pistón.
REACCIONES MIXTAS EN PARALELO Y EN SERIE
CON SUBPRODUCTOS
a) Una serie de reactores agitados
b) Un reactor de flujo tipo pistón con
recirculación
c) Una combinación en serie de un reactor
continuo de tanque agitado y un reactor de
flujo tipo pistón.
Para sistemas reaccionantes que presentan
reacciones en serie y paralelo, como el mostrado a
continuación:
n1 A
n2 A
k1
k2
donde𝑟1 = 𝑘1 𝐶𝐴 1
S;
donde 𝑟2 = 𝑘2 𝐶𝐴 2
S;
𝑛
donde 𝑟3 = 𝑘3 𝐶𝑃 3
k3
n3P
𝑛
P;
expuesto
𝑛
El arreglo óptimo del reactor o reactores que
maximice la selectividad y la obtención del producto
deseado sólo se obtendrá mediante un análisis
detallado del caso.
115
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
Reactivos
Productos
Reactores agitados en serie
|
Recirculación
Reactivos
Productos
Reactor flujo tipo pistón con recirculación
Reactivos
Productos
Reactor de tanque agitado y reactor de flujo tipo pistón
Figura 5.6. Esquemaspara reacciones mixtas.
5.5. ESQUEMAS DE INTERCAMBIO DE CALOR EN REACTORES
Generalmente es necesario transferir calor entre el
reactor y el exterior del mismo. Si el sistema es de
naturaleza exotérmica, es necesario extraer calor
para mantener la temperatura lo suficientemente
baja para favorecer el equilibrio hacia productos, y
evitar tanto el deterioro del catalizador como la
descomposición de compuestos susceptibles a la
temperatura.Si la reacción es endotérmica, es
necesario suministrar el calor requerido para evitar
descensos de temperatura que detengan la reacción.
de reactor y de la demanda de carga térmica por
suministrar. En general se prefiere el intercambio de
calor indirecto (sin contacto entre el sistema
reaccionante y el medio transportador de calor), ya
que evita la contaminación del sistema reaccionante
con otros compuestos, salvo en los casos en que
algún reactivo se utilice para este propósito.
En los reactores de tanque agitado es práctica
común transferir calor a través de camisas de
enfriamiento/calentamiento, serpentines colocados
dentro del reactor o con cambiadores de calor
Existen diversos esquemas de procesamiento para
intercambiar calor, cuya selección depende del tipo
116
Introducción a la Ingeniería de Procesos
externos al recipiente, como se muestra en la Figura
Reactantes
5.7.
Reactantes
Reactantes
Medio de
enfriamiento /
calentamiento
Medio de
enfriamiento
/
calentamient
o
Medio de
enfriamiento /
calentamiento
Productos
Productos
Productos
Camisa de intercambio
Serpentín
Cambiador externo
Figura 5.7. Métodos para proporcionar o extraer calor en reactores de tanque agitado.
Los reactores tubulares (con o sin catalizador
empacado) pueden intercambiar calor de diversos
modos. Si el reactor está configurado como un haz
de tubos, entonces se colocan los tubos dentro de un
envolvente en un arreglo similar al de un cambiador
de calor, donde el fluido de intercambio térmico
circula por el envolvente. Este esquema presenta
bajos fluxes de calor. Si hay una alta demanda de
velocidad de transferencia de calor (flux), se utilizan
hornos, en los cuales los tubos o reactores se colocan
dentro de la caja radiante y reciben calor a través de
la radiación que se produce por la combustión del
combustible dentro del horno.
También es posible suministrar o extraer calor en
diferentes etapas del reactor, ya sea con serpentines
por los que circula un medio de transferencia de
calor o mediante la introducción de un reactante en
puntos intermedios del reactor. En este último caso
se da un fenómeno llamado “enfriamiento súbito”,
en caso de extracción de calor. En la Figura 5.8 se
muestran diferentes tipos de sistema de intercambio
térmico en reactores empacados.
5.6. FASES DENTRO DEL REACTOR
Si es posible elegir la fase en la que se realizará la
reacción, es preferible que sea en fase líquida, ya que
se reduce el volumen del reactor. Sin embargo, en
sistemas en los que interviene un catalizador sólido,
el efecto del tipo de fase debe evaluarse en términos
de la transferencia de masa de los reactantes y
productos en el sólido. En general, las velocidades de
transferencia de masa son mayores para gases que
para líquidos, por lo que la selección de la fase debe
llevarse a cabo en función de cuál es el paso
controlante de la reacción: los factores cinéticos ó
los factores de transporte de masa. Si la etapa
controlante es la reacción se prefiere la fase líquida
ya que la concentración de los reactivos es mayor en
fase líquida y el volumen del reactor es menor; si por
el contrario la etapa controlante es el transporte de
masa, se opta por la fase vapor.
En algunos casos existen otros factores que
determinan la fase en la cual se lleva a cabo la
reacción, por ejemplo, si la temperatura de reacción
117
Capítulo 5
Sistemas de Reacción
es mayor que la temperatura crítica de los reactivos,
éstos sólo se encontrarán en fase gas.
Reactantes
Reactantes
Reactantes
Reactantes
Medio de
enfriamiento /
calentamiento
Combustible
Medio de
enfriamiento /
calentamiento
E-1
Productos
Productos
Productos
Cambiador de tubos y
envolvente
Horno – reactor
Enfriamiento entre
camas de reacción
Productos
Enfriamiento con
reactantes
Figura 5.8. Métodos para proporcionar o extraer calor en reactores empacados.
REFERENCIAS







Aguilar, R. E. Diseño de procesos en Ingeniería Química. IPN, IMP. 2007.
Chang, Raymond. Química. Mc Graw Hill. 2002.
Levenspiel, Octave. Ingeniería de las Reacciones Químicas. Reverté.1990.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional
Publiching. 1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc.
2002. Prentice Hall. 1999.
Turton Richard; Bailie Richard;Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of
Chemical Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
118
Introducción a la Ingeniería de Procesos
EJERCICIOS
5.1. De acuerdo con la siguiente información:
1
2
T= 250°C
Corriente
Componente
B
SP
P
A
1
Kmol/h
735.4
317.3
7.6
114.0
2
Kmol/h
623.2
452.0
115.0
23.0
a)
Calcule la conversión actual
b)
Si el equilibrio se alcanza a 800°C y la constante de equilibrio es igual a 365, calcule la conversión en el
equilibrio.
c)
¿A qué temperatura recomendaría operar el reactor?
5.2.
Considere la reacción en la que el cloruro de nitrosilo se transforma en cloro elemental y óxido nitroso, la
cual se lleva a cabo al equilibrio:
2 NOCl (g)
2 NO (g)
+ Cl2 (g)
Prediga la dirección de la reacción neta como consecuencia de que disminuya la presión del sistema a
temperatura constante.
5.3.
La constante de equilibrio Keq para la reacción
H2 (g) + Br2 (g)
2 HBr (g)
Es 2.18 x 106 a 730 °C. Comenzando con 4.5 moles de HBr en un reactor de 20 litros, calcule las concentraciones
de hidrógeno, bromo y ácido bromhídrico en el equilibrio.
5.4. La constante de equilibrio para la descomposición de fosgeno (COCl2) es 4.63 x 10-3 a 527 °C:
COCl2 (g)
CO (g) + Cl2 (g)
Calcule la presión parcial en el equilibrio de todos los componentes, comenzando con fosgeno puro a 0.76 atm.
5.5. Considere el siguiente proceso de equilibrio:
119
Capítulo 5
PCl5 (g)
Sistemas de Reacción
PCl3 (g) + Cl2 (g)
∆H° = 92.5 kJ
Describa la dirección en la que se desplaza el equilibrio si:
a) Se eleva la temperatura
b) Se agrega más cloro gaseosa a la mezcla de reacción
c) Se retira parcialmente el PCl3 de la mezcla
d) Se incrementa la presión del gas
e) Se agrega un catalizador a la mezcla
5.6. Considere que la siguiente reacción se lleva a cabo en un recipiente cerrado al equilibrio:
CaCO3 (s)
CaO + CO2 (g)
Describa que pasaría si:
a) Se aumenta el volume
b) Se agrega algo de CaO a la mezcla de reacción
c) Se quitara algo de CaCO3
d) Se agrega algo de CO2
e) Se aumentara la presión
5.7. Considere la reacción en fase gaseosa:
2 CO (g) + O2 (g)
2 CO2 (g)
Pronostique el desplazamiento de la posición de equilibrio cuando se agrega helio a la mezcla a) a presión
constante y b) a volumen constante.
120
CAPÍTULO 6
SELECCIÓN DEL SISTEMA DE
SEPARACIÓN
Capítulo 6
Selección de Sistemas de Separación
6. SELECCIÓN DEL SISTEMA DE
SEPARACIÓN
Una vez establecido el tipo de reactor y sus condiciones de operación, es necesario definir el tipo de proceso de
separación que mejor se ajuste a las características del efluente del reactor y a la especificación de los productos por
separar. En ocasiones es necesario definir un proceso de separación previo al reactor, que normalmente se orienta
a dar la especificación en cuanto a la concentración de los compuestos que se introducen al reactor.
6.1.INTRODUCCIÓN
En general, para que se lleve a cabo la separación de
una mezcla es necesario contar con dos elementos
funcionales: el equipo en el que se coloca la mezcla y
un agente promotor de la separación, que puede ser
energía o alguna sustancia que se adiciona al
sistema, ver Figura 6.1.
En todos estos casos la separación se lleva a cabo
aprovechando la diferencia de densidades entre las
fasespor mediode la fuerza de gravedad ó de la
fuerza centrífuga. Ver Figura 6.2.
Si la mezcla que se busca separar es homogénea, es
decir, se presenta una sola fase a las condiciones de
operación, la separación de los componentes de la
mezcla sólo es posible mediante la generación o
adición de otra fase al sistema. Si se requiere separar
los componentes presentes en una mezcla gaseosa,
es posible hacerlo condensando parte del gas y por
lo tanto concentrando los componentes más pesados
de la mezcla en la fase líquida. Otra alternativa es
agregar un solvente líquido capaz de absorber
selectivamente algunos de los componentes de la
mezcla, y separarlo del gas al incorporarlo al líquido,
ver Figura 6.3.
Agentes de
separación
(masa ó energía)
Productos
Mezcla
Equipos de
Separación
Figura 6.1. Esquema de separación de mezclas
Si en un proceso se requiere efectuar tanto
separaciones heterogéneas como homogéneas es
recomendable realizar primero la separación
heterogénea, ya que ésta es más fácil debido a que
requiere de equipos más simples, menor gasto de
energía y la complejidad del diseño es menor.
Para seleccionar el tipo de proceso de separación
requerido para llevar a cabo la separación depende
del tipo de mezcla que desee separarse, homogénea
ó heterogénea.
Si la mezcla es heterogénea, esto es, contiene dos o
más fases, se presentaalguno de los siguientes casos:
1)Mezcla vapor-líquido,
2) Mezcla líquido-líquido,
3) Mezcla sólido-líquido,
4) Mezcla sólido-vapor,
5) Mezcla sólido-sólido.
122
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Energía
Fuerza de
gravedad
Fase 1
Fase 1
Mezcla
Mezcla
Separación
Heterogénea
Separación
Homogénea
Fase 2
Fase 2
Materia
Fuerza
centrífuga
Figura 6.2. Separación de mezclas heterogéneas.
Figura 6.3. Separación de mezclas homogéneas.
6.2.SEPARACIÓN DE MEZCLAS HETEROGÉNEAS
Los principales métodos para llevar a cabo la
separación
de
mezclas
heterogéneas
son:
asentamiento
o
sedimentación,
flotación,
centrifugación y filtración.
decantador, en el cual la velocidad horizontal del
fluido debe ser lo suficientemente pequeña para
permitir que las gotas de la fase más densa se
asienten en la parte inferior del recipiente y las de la
fase ligera asciendan, una vez que se produce la
coalescencia de partículas en la interfase. Para
mejorar la coalescencia pueden utilizarse mamparas
horizontales que reducen los efectos de turbulencia
por el flujo dentro del recipiente, ver Figura 6.3.
SEDIMENTACIÓN
Los procesos de asentamiento y sedimentación se
realizan en un recipiente cerrado, en el cual
permanecen el tiempo suficiente para que las fuerzas
gravitatorias actúen y permitan que la fase más
densa (partículas sólidas o líquidas) descienda y que
al mismo tiempo la fase menos densa (líquido o gas)
ascienda, de tal manera que se obtengan dos
corrientes de salida que contengan a cada fase por
separado.
En las mezclas sólido-fluido se utilizan cámaras de
asentamiento por gravedad, en las cuales la mezcla
permanece el tiempo suficiente para permitir la
caída de los sólidos hacia el fondo del recipiente y
simultáneamente extraer el fluido purificado por la
parte superior del recipiente. Para las mezclas que
contienen partículas sólidas suspendidas en un
líquido, el asentamiento
por gravedad puede
mejorar cuando se agregan agentes floculantes que
promueven la agregación del sólido en partículas de
mayor tamaño y por lo tanto de mayor densidad, lo
que provoca una mayor facilidad para la separación.
Si la mezcla está formada por líquido y vapor, ésta se
introduce en un recipiente vertical en el que la
velocidad del vapor que asciende sea menor que la
velocidad de asentamiento de la fase líquida, para
evitar el arrastre de líquido en el vapor.
Si la mezcla está formada por dos líquidos
inmiscibles se utiliza un recipiente horizontal o
123
Capítulo 6
Selección de Sistemas de Separación
Líquido
menos
denso
Vapor
Alimentación
L-L
Alimentación
L-V
…………
………….
.......
.......
.. . . .
. . . .
Fluido
Alimentación
F-S
Líquido
más
denso
Líquido
Mezclas
Líquido –Vapor
Mezclas
Líquido –Líquido
Mezclas
Fluido –Sólido
Figura 6.4. Separación de mezclas heterogéneas.
FLOTACIÓN
CENTRIFUGACIÓN
El proceso de flotación se basa en el
aprovechamiento de la fuerza de gravedad y de la
diferencia en las propiedades superficiales de las
partículas. Durante esta operación se hace pasar
una corriente de burbujas de gas en el seno de un
líquido, las partículas sólidas se adhieren al gasy
ascienden junto con las burbujas, lo que da como
resultado una concentración del sólido en la
superficie.
Se utiliza cuando la separación por medio de la
fuerza de gravedad es muy lenta, debido a que la
diferencia entre las densidades de las fases es muy
pequeña o porque el tamaño de las partículas es
demasiado pequeño, lo que requeriría de
dimensiones de equipo demasiado grandes y no
económicas. En esta operación se genera una fuerza
centrífuga por medio de fuerza mecánica.
El
principio de estos separadores consiste en que al
hacer girar un fluido alrededor de un eje, la fuerza
centrífuga es mayor sobre las partículas de mayor
densidad, por lo que éstas adquieren mayor
velocidad y hacen que se ubiquen en las paredes del
equipo.
Este proceso se utiliza para separar también mezclas
sólido-sólido, en los casos en que los sólidos
presenten diferente grado de “adherencia” a la
superficie de la burbuja de gas. En este caso, la
mezcla se dispersa en un medio de flotación,
usualmente agua, por lo que al realizarse el proceso
de burbujeo, una fase sólida “flota” preferentemente
en la superficie, y se
colecta mediante un
procedimiento mecánico.
Para incrementar la
diferencia en las propiedades superficiales de los
sólidos, se pueden agregar sustancias químicas al
sistema, como los modificadores de pH, los
detergentes o los agentes hidrofóbicos, los cuales
hacen que uno de los sólidos
disminuya su
tendencia a incorporarse a las burbujas de gas.
El equipo más simple es el separador ciclónico, en el
que la mezcla se introduce en la parte superior del
cono, lo que genera un corriente espiral
descendente. Cuando el fluido llega al fondo del
cono, se produce una corriente espiral ascendente
que contiene sólo el fluido menos denso, ya que las
partículas sólidas se separan hacia las paredes a lo
largo del cono, y finalmente caen por la parte
inferior. Para mezclas líquido- líquido y líquidosólido existen equipos más complejos.
124
Introducción a laIngeniería de Procesos
haciendo pasar la mezcla a través de un medio
poroso que retiene las partículas o permite el paso
del fluido ya purificado.
FILTRACIÓN
Este proceso se utiliza para eliminar partículas
sólidas contenidas en un líquido o en un gas,
6.3. SEPARACIÓN DE MEZCLAS HOMOGÉNEAS
Para separar mezclas homogéneas es necesario
adicionar otra fase al sistema. Si las volatilidades
relativas de los componentes de una mezcla son
suficientemente diferentes, puede aprovecharse esta
propiedad para separar ambas fases mediante el
contacto de una fase líquida con una fase vapor, ya
que hay una tendencia al equilibrio en la cual los
componentes más volátiles se concentran en la fase
vapor y los más pesados en el líquido. Si esta
operación se efectúa repetidamente sobre un fluido,
es decir si repetidamente se vaporiza y condensa la
mezcla se produce una destilación. Este proceso es
el más utilizado en la industria química.
DESTILACIÓN
Las ventajas que presenta el proceso de destilación
sobre otras técnicas de separación se pueden
resumir en:




separación es mucho mayor que laque se requiere
únicamente para separar la mezcla en sus
componentes puros. La destilación ofrece una
eficiencia termodinámica en su consumo de energía
de aproximadamente 5%, la cual, si se establecen
esquemas de integración energética, como redes de
intercambio de calor, en el mejor de los casos se
puede llevar a 10%. Esto significa que de 100 calorías
consumidas para generar la energía necesaria en la
columna de destilación, sólo de 5 a 10 calorías se
utilizan para la separación.
Capacidad para procesar grandes flujos, ya
que es un proceso continuo que se lleva a
cabo en una columna de platos y cuyas
dimensiones (altura y diámetro) se ajustan a
las capacidades y pureza requeridas.
Capacidad para obtener productos de muy
alta pureza, dependiendo del número de
platos.
Capacidad para procesar cargas
que
presentan variaciones significativas en su
composición con respecto al diseño, y que
pueden absorberse haciendo ajustes en las
condiciones de operación, como la relación
de reflujo y las cargas térmicas del
condensador y del rehervidor.
Accesibilidad para adquirir el equipo de línea
(columnas, platos, empaques, etc.).
Las variables de diseño que deben especificarse en
destilación son:
a) presión de operación,
b) relación de reflujo, y
c) condición térmica de la alimentación.
La presión de operación determina las condiciones
térmicas a las que operará el sistema y por tanto las
características del material y el espesor de la
columna. A mayor presión, mayor temperatura,
mayor espesor y un material más costoso para
soportar las condiciones. Por tanto de ser posible, se
prefiere llevar a cabo el proceso a presión
atmosférica. Las ventajas y desventajas de operar a
alta presión son:
La principal desventaja de este proceso es que
debido a su principio, generar vapor (suministrar
calor latente) para después condensarlo (extraer
calor latente) en cada plato de la columna, se tiene
una operación inherentemente ineficiente desde el
punto de vista termodinámico. En otras palabras, la
cantidad de energía que se suministra para lograr la
125
Capítulo 6
1.
2.
3.
4.
Selección de Sistemas de Separación
El calor latente de vaporización disminuye,
por lo que hay menores requerimientos de
carga térmica en el condensador y en el
rehervidor.
La densidad del vapor aumenta por lo que
disminuye el volumen manejado, lo que se
traduce en un menor diámetro de la
columna.
Las volatilidades relativas disminuyen, por lo
que la separación se hace más difícil y se
requieren más platos o una mayor relación
de reflujo para lograr la especificación de los
productos.
El perfil de temperaturas a lo largo de la
columna se incrementa, y se tiene el punto
más caliente en el rehervidor, lo cual puede
provocar eventualmente problemas de
descomposición térmica de las mezclas que
se vaporizan en esta sección y que pueden
causar ensuciamiento de los tubos, lo
cualentorpece la transferencia de calor.
tener temperaturas y presiones más razonables en la
columna. Esta operación es más costosa por los
requerimientos de energía asociados al ciclo de
refrigeración que requiere el refrigerante utilizado.
T ae
Agua de
enfriamiento
Vapor
saturado
T cond
Reflujo
Líquido
saturado
Destilado
T ae – Tcond = 20 °C
T burbuja = T ae + 20 °C
Figura 6.5. Presión de operación en una torre de destilación
Generalmente el factor que mayor impacto tiene en
la economía del proceso es el tipo de medio de
enfriamiento que se utiliza en el condensador, por
ello como regla general la operación más económica
se logra cuando se utiliza agua de enfriamiento. Una
vez establecida esta condición, se fija la presión de
operación de la torre, en forma tal que el producto
de domos tenga una temperatura de saturación
alrededor de 20 °C mayor que la temperatura del
agua de enfriamiento, o, en su defecto, se selecciona
la presión atmosférica si la condición anterior se
logra sólo a condiciones de vacío. Ver Figura 6.5.
En cuanto a la segunda variable de diseño por
determinar, la relación de reflujo, ésta es una
variable conflictiva, ya que si el reflujo es alto,
disminuye el número de platos (ventaja), pero hay
mayor demanda de energía para producir este
reflujo (desventaja). Lo contrario sucede si el reflujo
disminuye. Dado que el costo total del proceso tiene
como componentes el costo de la energía y el costo
del equipo, se tiene un comportamiento del costo
en función del reflujo, como se muestra en la Figura
6.6. En esta Figura existe un solo valor para el reflujo
que logra obtener un costo total mínimo.
Generalmente este valor se sitúa cerca del 20% sobre
el valor del reflujo mínimo. De esta manera, la regla
heurística para fijar la relación de reflujo es R = 1.2
Rmin.
Existen dos excepciones al criterio anterior, una de
ellas cuando para cumplir con una temperatura de
domos 10°C mayor que la del agua de enfriamiento,
se requieren presiones de operación demasiado
altas, que hacen impráctico utilizar agua de
enfriamiento debido a que aumenta tanto la
dificultad de separación como los riesgos en la
operación.
Esto es muy frecuente cuando el
producto de domos contiene componentes de muy
alta volatilidad relativa, como los hidrocarburos
ligeros y el hidrógeno. En este caso, se utiliza como
medio de enfriamiento un refrigerante que permita
La tercera variable de diseño es la condición térmica
de la alimentación, la cual tiene menor impacto
sobre la economía del proceso. Si la alimentación se
encuentra en fase vapor (saturado o sobrecalentado)
se tendrá un mayor número de platos en la sección
de rectificación pero menos platos en la sección de
126
Introducción a la Ingeniería de Procesos
agotamiento,
con
lo
que
se
mantiene
aproximadamente igual el número total de platos en
la torre que si la alimentación se encuentra en fase
líquida. Por otra parte, la alimentación en fase vapor
requiere mayor carga térmica para enfriamiento en
el condensador y, por el contrario, menor carga
térmica para calentamiento en el rehervidor.
2. Separación de mezclas que contiene
compuestos volátiles. Los compuestos muy
volátiles requieren altas presiones para
condensarse con agua de enfriamiento, la
utilización de refrigerantes como medio
deenfriamiento es muy costosa en la
destilación, por lo que se opta por la
absorción, la adsorción o la separación con
membranas.
350
3. Separación de componentes de baja
concentración en la mezcla. En este tipo de
mezclas la destilación consume altas
cantidades de energía, debido a que requiere
vaporizar y condensar toda la mezcla y en
realidad sólo se desea vaporizar un pequeña
parte. En este caso es preferible utilizar la
absorción o la adsorción.
300
Energia
Equipo
Costo total
250
Costo
200
150
4. Separación de componentes con puntos de
ebullición muy cercanos (isómeros). En este
caso se recomienda la extracción con
solventes que tengan una mayor solubilidad
hacia uno de los componentes, por la
diferencia en la estructura química de su
molécula.
100
50
0
0
2
4
6
8
1.2 R min
10
12
14
Reflujo
5. Separación
de
mezclas
con
altas
temperaturas de ebullición. Si se elige un
sistema de destilación se tiene una severidad
térmica lo que requiere de la utilización de
materiales especiales, por lo que se tiene
como opción la separación a través de
destilación extractiva, en la cual se introduce
un componente al sistema (solvente) que
altera las volatilidades relativas y facilita la
separación de la mezcla. Sin embargo, se
requiere una separación adicional para la
regeneración del solvente.
Figura 6.6. Comportamiento del costo total en función del
costo de operación y del costo del equipo.
Existen algunas características de ciertas mezclas
homogéneas que no permiten utilizar la destilación
como proceso de separación, por lo que es necesario
buscar otra opción, entre las que se encuentran:
1.
Separación de mezclas de alto peso
molecular sensibles a la temperatura. Estos
compuestos tienden a descomponerse con la
temperatura, por lo que deben separarse
utilizando destilación al vacío o procesos de
extracción líquido-líquido, que normalmente
se efectúan a bajas temperaturas.
6. Mezclas azeotrópicas. En este caso se puede
utilizar la destilación extractiva que altere las
condiciones del azeótropo, la extracción
líquido-líquido o la cristalización.
127
Capítulo 6
Selección de Sistemas de Separación
REFERENCIAS




Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional
Publiching. 1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc.
2002. Prentice Hall. 1999.
Turton Richard; Bailie Richard; Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of
Chemical Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
128
CAPÍTULO 7
SELECCIÓN DEL SISTEMA DE
INTERCAMBIO TÉRMICO
Capítulo 7
Selección Sistemas de Intercambio térmico
7. SELECCIÓN DEL SISTEMA DE
INTERCAMBIO TÉRMICO
El transporte de calor hacia y desde los fluidos de proceso es una parte esencial en la mayoría de los procesos
químicos. El tipo de equipo más utilizado para llevar a cabo este proceso en las plantas de procesos químicos y
bioquímicos es el intercambiador de calor de tubos y coraza. En este capítulo se describen brevemente los
principales tipos de intercambiadores de calor utilizados en la industria y las características más importantes de
cada uno de ellos. Esta información permite seleccionar el tipo de intercambiador que funcione de manera más
eficiente en las diferentes etapas del proceso.
7.1.GRADIENTES DE TEMPERATURA

La diferencia de temperatura es la fuerza motriz
mediante la cual el calor se transfiere desde la fuente
de calor hasta el receptor.
Los intercambiadores de calor tienen múltiples
aplicaciones y reciben diferentes nombres de
acuerdo a su uso:




Vaporiza parte de un fluido
El tipo de intercambiador más sencillo es el de doble
tubo, que consiste en dos tubos concéntricos, a
través de los cuales circulan el fluido frío y el fluido
caliente, como se muestra en la Figura 7.1, donde t1 y
t2 son las temperaturas de entrada y salida del fluido
frío, respectivamente, y T1 y T2 son las temperaturas
de entrada y salida del fluido caliente. Si ambas
corrientes fluyen en el mismo sentido se dice que
fluyen en paralelo, pero si lo hacen en sentido
contrario se dice que fluyen a contracorriente como
se muestra en la Figura 7.2.
Un intercambiador de calor se puede describir como
un equipo en el que dos corrientes a distintas
temperaturas fluyen sin mezclarse, con el objeto de
enfriar o calentar alguna de ellas, o si es posible
ambas a la vez. De manera ideal se enfría un fluido
que se encuentra más caliente de lo deseado,
transfiriendo calor a otro fluido que esta frío y que
necesita calentarse. La transferencia de calor se
lleva a cabo a través de una pared metálica que
separa ambos fluidos.

Vaporizador.
líquido.
Intercambiador de calor. Realiza la función
de calentar y enfriar dos fluidos.
Condensador. Condensa vapores, absorbe
calor latente.
Enfriador. Enfría un fluido por medio de un
medio
de
enfriamiento
(agua
de
enfriamiento, refrigerante).
Calentador. Aplica calor sensible a un fluido.
Rehervidor. Normalmente se conecta al
fondo de alguna torre fraccionador y
proporciona el calor requerido para la
destilación.
T1
T2
t1
t2
Figura 7.1. Esquema de un intercambiador de doble tubo,
con flujo en paralelo.
T2
T1
t1
t2
Figura 7.2. Esquema de un intercambiador de doble tubo,
con flujo a contracorriente.
130
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Figura 7.4. Evolución de los perfiles de temperaturas de
ambos fluidos y ΔT a lo largo del tubo, si los fluidos viajan
a contracorriente.
En ocasiones el flujo de ambas corrientes se
establece en ángulo recto, en estos casos se presenta
un flujo cruzado entre las corrientes. Este arreglo se
presenta principalmente en intercambiadores de
calor de líquidos y gases como se muestra en la
Figura 7.3.
Si por el contrario las corrientes fluyen de manera
paralela las temperaturas de ambas corrientes se
aproximarán al final de la longitud de los tubos y la
diferencia de temperaturas entre las corrientes
disminuye a lo largo del tubo, como se muestra en la
Figura 7.5.
Gas
T1
T
t1
∆TA
∆T
A
Líquido
T2
t2
t
L
∆TB
B
Corrientes paralelas
Figura 7.5. Evolución de los perfiles de temperaturas
de ambos fluidos y ΔT a lo largo del tubo, si los fluidos
viajan en paralelo.
Figura 7.3. Esquema de un intercambiador líquido-gas de
flujo cruzado.
Si se considera un intercambiador de calor de doble
tubo sin cambio de fase de ninguna de las dos
corrientes y se grafica la
variación de las
temperaturas de ambas corrientes con respecto a la
longitud del tubo del intercambiador, se presentan
dos situaciones distintas; si el flujo de las corrientes
es en contracorriente la temperatura de la corriente
caliente
(T) disminuye
simultáneamente al
aumentar la temperatura de la corriente fría (t),
como se muestra en la Figura 7.4. En este sistema la
diferencia de temperaturas
(ΔT)
entre las
corrientes que intercambian calor es igual en cada
punto a lo largo de toda la longitud del tubo.
T1
Considerando un intercambiador de calor con flujo
en paralelo en el que una corriente de vapor se
condensa intercambiando calor con agua que se
calienta, el perfil de temperaturas a lo largo de la
longitud del tubo será como el mostrado en la Figura
7.6.
Tr1
ta1
Dirección del flujo
T2
t
t1
∆T
∆TA
A
L
Tr2
ta2
T
t2
Tr
Figura 7.6. Evolución de los perfiles de temperaturas de un
vapor que se condensa y del agua que se calienta.
∆TB
Para calcular el gradiente de temperaturas es
necesario hacerlo utilizando únicamente las
temperaturas de proceso, ya que generalmente son
las únicas conocidas; para establecer este gradiente
B
Contracorriente
131
Capítulo 7
Selección Sistemas de Intercambio térmico
entre una temperatura general T del fluido caliente y
alguna otra temperatura tdel fluido frío, es necesario
establecer todas las resistencias entre las dos
temperaturas. En el caso de intercambiadores de
dos tubos concéntricos, siendo el interior muy
delgado, las resistencias (R) encontradas son la
resistencia de la película del fluido en el tubo, la
resistencia de la pared del tubo Lm/km y la
resistencia de la película del fluido en el ánulo.
Puesto que: 𝑄 = ∆𝑇 𝑅 :
𝑅=
1 𝐿𝑚
1
+
+
𝑕𝑖 𝑘𝑚 𝑕𝑜
Por tanto, la cantidad de calor intercambiado puede
expresarse como:
𝑑𝑄 = 𝑈 𝑇 − 𝑡 𝑎 𝑑𝐿
Donde:
Q = Calor
U
=
Coeficiente
global
de
transferencia de calor
T = Temperatura del fluido caliente
t = Temperatura del fluido frío
a = Área por unidad de longitud, es
decir: a dx = dA
L = Longitud del tubo
(7.1)
Por otro lado el transporte de calor puede calcularse
tanto para el fluido caliente como para el frío con un
balance diferencial de calor, ya que el calor que gana
un fluido lo pierde el otro:
Es costumbre sustituir 1/Upor 𝑅, donde U es el
coeficiente total de transferencia de calor. Dado que
un tubo real tiene diferentes áreas por unidad de
longitud tanto en su interior como en su exterior, hi
y ho deben referirse a la misma área de flujo de calor.
La forma integrada de la ecuación general de Fourier
para el estado estacionario puede escribirse como:
𝑑𝑄 = 𝑀 𝐶𝑃 𝑑𝑇 = 𝑚 𝑐𝑝 𝑑𝑡(7.4)
Donde:
M = Masa del fluido caliente
m = Masa del fluido frío
CP = Calor específico del fluido
𝑄 = 𝑈 𝐴 ∆𝑡(7.2)
caliente
Donde: Δt = diferencia de temperatura entre las dos
corrientes para superficie total A
cp = Calor específico del fluido frío
Integrando estas dos últimas ecuaciones desde x = 0
hasta x= L:
Dentro de un intercambiador de calor ambos
fluidos experimentan variaciones de temperatura,
que no son lineales cuando las temperaturas se
grafican contra la longitud de los tubos. Para
calcular las diferencias de temperatura entre los dos
fluidos en un intercambiador de doble con flujo a
contracorriente a lo largo del tubo es necesario
hacer las siguientes suposiciones:





(7.3)
𝑥=𝐿
𝑥=𝐿
𝑀 𝐶𝑃 𝑑𝑇 =
𝑥=0
𝑚 𝑐𝑝 𝑑𝑡
(7.5)
𝑥=0
𝑀 𝐶𝑃 𝑇 − 𝑇2 = 𝑚 𝑐𝑝 𝑡 − 𝑡1
Despejando T:
𝑇 = 𝑇2 +
El coeficiente total de transferencia de calor
U es constante en toda la trayectoria.
El flujo a través de los tubos es constante,
estado estacionario.
El calor específico es constante en toda la
trayectoria.
No hay cambios parciales de fase en el
sistema (vaporización o condensación).
Las pérdidas de calor son despreciables.
𝑚 𝑐𝑝
𝑡 − 𝑡1
𝑀 𝐶𝑃
Sustituyendo en la primera ecuación:
𝑑𝑄 = 𝑈
𝑇2 +
𝑚 𝑐𝑝
𝑡 − 𝑡1
𝑀 𝐶𝑃
− 𝑡 𝑎 𝑑𝐿
Reordenando:
𝑈𝑎
𝑑𝑡
𝑑𝐿 =
𝑚
𝑐𝑝
𝑚 𝑐𝑝
𝑚 𝑐𝑝
𝑇 +
𝑡 +
−1 𝑡
2
132
𝑀 𝐶𝑃 1
𝑀 𝐶𝑃
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Integrando:
𝑥=𝐿
𝑈𝑎
𝑑𝐿 =
𝑥=0 𝑚 𝑐𝑝
𝑥=𝐿
𝑑𝑡
𝑥=0
𝑇2 + 𝑀 𝐶𝑃 𝑡1 +
𝑚 𝑐𝑝
𝑚 𝑐𝑝
𝑇2 + 𝑀 𝐶𝑃 𝑡1 +
𝑈𝑎
1
= 𝑚 𝑐𝑝
ln
𝑚 𝑐𝑝
− 1 𝑇 + 𝑚 𝑐𝑝 𝑡 +
2
𝑀 𝐶𝑃
𝑄=𝑈𝐴
𝑀 𝐶𝑃 1
𝑚 𝑐𝑝
−1
𝑀 𝐶𝑃
𝑚 𝑐𝑝
−1
𝑀 𝐶𝑃
𝑚 𝑐𝑝
−1
𝑀 𝐶𝑃
𝑡
𝑙𝑛
∆𝑡 2
∆𝑡 1
(7.6)
Donde:
𝑡2
𝑡1
Simplificando:
Contracorriente
∆𝒕𝟐 = 𝑻𝟏 − 𝒕𝟐
Paralelo
∆𝑡2 = 𝑇1 − 𝑡1
∆𝒕𝟏 = 𝑻𝟐 − 𝒕𝟏
∆𝑡1 = 𝑇2 − 𝑡2
El término entre paréntesis se llama diferencia
media logarítmica de temperatura y se abrevia
MLTD.
𝑈𝑎
1
𝑇1 − 𝑡2
= 𝑚 𝑐𝑝
ln
𝑚 𝑐𝑝
− 1 𝑇2 − 𝑡1
𝑀 𝐶𝑃
𝑚 𝑐𝑝
∆𝑡2 − ∆𝑡1
𝑡 −𝑡
Sustituyendo 𝑀 𝐶𝑃 = 𝑇2 −𝑇1 :
1
2
EJEMPLO 7.1.
Determine qué patrón de flujo es más efectivo, el flujo a contracorriente o el flujo en paralelo; calculando el
MLDT para enfriar un fluido de 300 °C a 200 °C, utilizando un fluido que se desea calentar de 100°C a 150 °C.
Solución:
1.
Sistema de flujo en paralelo:
t2 =150 °C
t1 =100 °C
T2 =200 °C
T1 =300 °C
∆𝑡2 = 𝑇1 − 𝑡1 = 300 − 100 = 200 °𝐶
∆𝑡1 = 𝑇2 − 𝑡2 = 200 − 150 = 50 °𝐶
𝑀𝐿𝑇𝐷 =
∆𝑡2 − ∆𝑡1
∆𝑡
𝑙𝑛 ∆𝑡 2
1
=
133
200 − 50
𝑙𝑛
200
50
= 108
Capítulo 7
Sistemas de Intercambio térmico
2. Sistema de flujo a contracorriente:
t1 =100 °C
t2 =150 °C
T2 =200 °C
T1 =300 °C
∆𝑡2 = 𝑇1 − 𝑡2 = 300 − 150 = 150 °C
∆𝑡1 = 𝑇2 − 𝑡1 = 200 − 100 = 100 °C
𝑀𝐿𝑇𝐷 =
∆𝑡2 − ∆𝑡1
∆𝑡
𝑙𝑛 ∆𝑡 2
1
=
150 − 100
𝑙𝑛
150
100
= 123.5
Dado que el gradiente de temperatura promedio a lo largo de todo el intercambiador de calor es mayor si
el flujo es a contracorriente, debe preferirse éste siempre.
7.2.TIPOS DE INTERCAMBIADORES DE CALOR
De manera muy general los intercambiadores de
calor pueden clasificarse de acuerdo con la
geometría del área que permite el intercambio de
calor
en:
intercambiadores
con
tubos,
intercambiadores
de
superficies
planas
e
intercambiadores compactos. Los intercambiadores
de tubos a su vez pueden ser de serpentines
sumergidos, de doble tubo, de coraza y haz de tubos
y enfriadores de cascada. Los de superficies planas se
clasifican
en
recipientes
encamisados
e
intercambiadores de placa, ver Figura 7.7.
tubos rectos con aditamentos para aumentar el área
de transferencia de calor, los más comunes son los
tubos aletados, que pueden ser transversales o
longitudinales.
Los intercambiadores de placa
consisten en una sucesión de láminas de metal
armadas sobre un bastidor y conectadas de modo
que entre la primera y la segunda circule un fluido,
entre la segunda y la tercera otro, y así
sucesivamente; son equipos fáciles de desarmar para
su limpieza.
Se denomina chaqueta, al doble fondo o encamisado
de un recipiente, normalmente utilizado para
calentar el contenido del recipiente; son menos
eficientes que los serpentines, tienen mayor costo
inicial y son difíciles de limpiar mecánicamente.
Los intercambiadores de tubos lisos rectos, entre los
que se encuentran los intercambiadores de doble
tubo y de coraza y haz de tubos, son los más
abundantes debido a su flexibilidad. Los
intercambiadores de serpentín sumergidos son de
construcción sencilla y fácilmente removibles y
transportables; presentan buenos rendimientos y
son fáciles de limpiar exteriormente.
Los
intercambiadores con superficies extendidas utilizan
Los intercambiadores de cascada consisten en
bancos de tubos horizontales, dispuestos en un
plano vertical, con agua que cae resbalando en
forma de cortina sobre los tubos formando una
134
Introducción a la Ingeniería de Procesos
película; son un método barato, fácil de improvisar
pero de baja eficiencia para enfriar líquidos o gases
con agua que puede ser sucia, o cualquier líquido
frío.
fabricante tiene sus diseños y métodos de cálculo
propios.
A continuación se describen los intercambiadores de
calor más utilizados en procesos.
Los intercambiadores compactos se desarrollan para
servicios muy específicos y no son comunes, cada
Serpentines sumergidos
De doble tubo
Intercambiadores con tubos
De coraza y haz de tubos
Enfriadores de cascada
(trombones)
INTERCAMBIADORES
Recipientes encamisados
Intercambiadores de superficies planas
Intercambiadores placa
Intercambiadores compactos
Figura 7.7. Tipos de intercambiadores de calor.
7.2.1. INTERCAMBIADORES DE DOBLE TUBO
Los intercambiadores de doble tubo son los
intercambiadores más simples de tubos rectos.
Consisten en dos tubos concéntricos, lisos o
aletados. Normalmente el fluido frío se coloca en el
espacio anular y el fluido caliente en el interior del
tubo interno. El intercambiador está formado por
varias unidades como la mostrada en la Figura 7.8,
cada una de ellas se llama horquilla y se arma con
tubo roscado o bridado, las uniones también pueden
ser soldadas, pero ello dificulta el armado y
desarmado para su limpieza.
Las longitudes máximas de horquilla son del orden
de 6 metros, si se usan largos más grandes no
soportados, el tubo interno se dobla y distorsiona el
espacio anular, causando mala distribución del flujo
y disminuyendo el coeficiente global de intercambio
térmico.
Por otra parte son flexibles, fáciles de armar y de
mantener:

El flujo en estos intercambiadores es normalmente a
contracorriente pura, excepto cuando hay caudales
grandes que demandan un arreglo en serie-paralelo.
El flujo en contracorriente pura es hasta un 20 %
más efectivo comparado con el arreglo en paralelo.
Este tipo de intercambiador es el más económico si
se manejan corrientes pequeñas.


135
La superficie útil de intercambio es fácil de
modificar para adaptar el intercambiador a
cambios en las condiciones de operación,
conectando o desconectando horquillas.
No requieren mano de obra especializada
para el armado y el mantenimiento.
Los
repuestos
son
fácilmente
intercambiables y se pueden obtener en
corto tiempo.
Capítulo 7
Sistemas de Intercambio térmico

Algunas de sus aplicaciones son:


Cuando uno de los fluidos es un gas o un
líquido viscoso
Cuando el caudal de uno de los fluidos es
pequeño y el otro es un líquido de baja
viscosidad con alto caudal.


Cuando hay alto ensuciamiento con lodos
sedimentables, sólidos o alquitranes.
Si pueden limpiarse químicamente, pueden
soldarse para resistir altas presiones.
Se usan
comúnmente en
procesos
frigoríficos.
Prensa estopa
Codo
Prensa
estopa
Prensa estopa
Tubo externo
Tubo interno
Corriente
del lado
de tubos
(interna)
“T”
Cabezal de retorno
Corriente
del lado
de coraza
Figura 7.8. Esquema de intercambiador de doble tubo, horquilla.
7.2.2 INTERCAMBIADORES DE HAZ DE TUBOS Y CORAZA
Estos intercambiadores se utilizan para servicios en
los que se requieren grandes áreas de intercambio
térmico, y que demandan flujos mayores a los que se
utilizan en los intercambiadores de doble tubo.
Cuando se intenta manejar grandes flujos en los
intercambiadores de doble tubo utilizando muchas
horquillas, se consumen grandes espacios y la
cantidad de uniones aumenta considerablemente;
las uniones son los puntos más débiles porque en
ellas la posibilidad de que existan fugas es mayor.
La solución consiste en colocar los tubos en un haz,
rodeados por un tubo de gran diámetro llamado
coraza. De este modo los puntos débiles donde se
pueden producir las fugas se contienen dentro del
cuerpo del equipo, mientras que en un
intercambiador de doble tubo las uniones se
encuentran al aire libre. En la Figura 7.9 se ilustra un
intercambiador de haz de tubos y coraza.
136
Introducción a la Ingeniería de procesos
Cabezal
Placa de tubos
Casco o coraza
Toberas
conectoras
Tubos
Fluido
que circula
por los
tubos
Pantallas o bafles directores de flujo
Fluido de lado
externo o de coraza
Figura 7.9. Esquema de intercambiador de haz de tubos y coraza.
El fluido que circula por el interior de los tubos
ingresa por el cabezal derecho y se distribuye por los
orificios de la placa en el haz de tubos. El fluido de
la coraza circula por el exterior del haz de tubos,
siguiendo una trayectoria tortuosa por el efecto de
los bafles también llamados pantallas o tabiques
deflectores. A este intercambiador se le denomina
tipo 1-1, por tener un solo paso por la coraza y por los
tubos. A los que tienen dos pasos por los tubos y
uno por la coraza se les denomina 2-1.
El flujo en la coraza es casi perpendicular al haz de
tubos. Las disposiciones del haz de tubos se pueden
observar en la Figura 7.10.
Disposiciones del Haz de Tubos
Dirección
del flujo
a) Arreglo en
cuadro
b) Arreglo
triangular
c) Arreglo en
cuadro rotado
Figura 7.10. Disposición del haz de tubos en un intercambiador de haz de tubos y coraza.
La construcción de los intercambiadores de calor ha
sido normalizada por una institución privada de los
Estados Unidos de Norteamérica llamada T.E.M.A.
(Tubular Exchanger Manufacturers Association).
Existen tres tipos básicos de intercambiadores de
haz de tubos y coraza, dentro de cada uno de ellos
existen numerosos diseños para las operaciones
específicas. Los tres tipos básicos son: Tubos en U,
de cabezal fijo y de cabezal flotante.
7.2.2.1. INTERCAMBIADORES DE TUBOS EN U
Estos intercambiadores tienen los tubos del haz
doblados en forma de U, lo cual implica que una de
137
Capítulo 7
Sistemas de Intercambio térmico
las placas de tubos desaparece, esto ayuda a evitar
fugas. Los tubos en U presentan cambios de
dirección menos bruscos debido a que la curva que
4
34
5
34
5
31
34
6 10
12
8
12
forman en el extremo es muy abierta, lo que ofrece
menor resistencia al flujo. La Figura 7.11 presenta un
esquema de un intercambiador de tubos en U.
30
28
27
7
32
9
3
36
1
34
35
35
33
Figura 7.11. Esquema de un intercambiador de tubos en U.
Los intercambiadores de tubos en U son de los más
usados en la industria. Los servicios en los que se
pueden usar son los siguientes:
1.
2.
3.
4.
5.
3. Es imposible tener contracorriente pura en
el tipo 1-1, es necesario tener al menos dos
pasos en los tubos.
4. Los tubos no son fáciles de cambiar, si el
tubo no se puede cambiar es necesario
cerrarlo, disminuyendo el área de
transporte de calor.
Servicio limpio, ninguna de las corrientes
ensucia.
Alta presión en un lado.
Condiciones de temperatura que causan
severos
esfuerzos
térmicos,
particularmente cambios repetitivos que
requieren aliviarse por expansión. El haz
en U se expande libremente, evitando
elevados esfuerzos de corte en el cabezal.
Para servicios con hidrógeno a presiones
extremas (síntesis de amoníaco), usando
una construcción totalmente soldada con
haz no removible.
Cuando la velocidad del fluido por la
coraza es demasiado alta y por tanto es
necesario localizar la boca de entrada de la
coraza lejos del haz del tubos, para evitar
vibraciones que puedan destruir el haz de
tubos.
Las desventajas que
intercambiadores son:
presenta
este
tipo
7.2.2.2. INTERCAMBIADORES DE CABEZAL
FIJO
Es el tipo más utilizado de intercambiadores cuando
se desea minimizar la cantidad de uniones, no hay
problemas de esfuerzo por temperatura y no es
necesario sacar el haz de tubos (ambos fluidos son
no corrosivos y el fluido del lado de la coraza es
limpio). Este tipo de intercambiadores presentan
fallas cuando hay esfuerzo térmico severo, con lo
que se producen fugas tanto internas como externas.
Las internas son las más peligrosas porque no son
fáciles de detectar.
Al
diseñar estos
intercambiadores es necesario realizar un análisis
térmico considerando todas las fases de operación:
arranque de planta, operación normal, variaciones
en la operación y operación anormal, para detectar y
aliviar condiciones de esfuerzo térmico. Para
analizar el esfuerzo térmico se calculan las
temperaturas promedio en los tubos y la coraza, y
por medio del módulo de elasticidad y del
coeficiente de expansión térmica se calcula la
de
1.
La limpieza mecánica del interior del haz
de tubos es difícil.
2. La limpieza mecánica del exterior del haz
de tubos es difícil en el sector curvo.
138
Introducción a la Ingeniería de Procesos
diferencia de expansión entre la coraza y los tubos, y
la tensión. Si los tubos se expanden más que la
coraza, existirá en éstos un esfuerzo de compresión;
si los tubos se expanden menos que la coraza sufren
esfuerzo de tracción. Esto es importante para
determinar el tipo de unión entre los tubos y la
placa, la cual puede ser mandrilada o soldada; si el
esfuerzo es muy grande se requiere una junta de
expansión, sin embargo hay que considerar que las
juntas de expansión son más delgadas que la coraza
por lo que no son del todo convenientes. Las
uniones soldadas del haz y la placa son más robustas
y confiables que las uniones mandriladas o
expandidas pero son más costosas. La Figura 7.12
muestra el esquema de un intercambiador de
cabezal fijo.
12
32
2
3
6
32
8
7
37
14
34
23
27
2
5
33
6
5
34
12
3
37
Figura 7.12. Esquema de un intercambiador de cabezal fijo.
Algunas
de
las
intercambiadores son:
desventajas
de
estos
7.2.2.3. INTERCAMBIADORES DE CABEZAL
FLOTANTE
1.
El haz de tubos no se puede inspeccionar ni
limpiar mecánicamente.
2. El esfuerzo de origen térmico deber ser bajo
o despreciable, si no se pueden usar juntas
de expansión en la coraza, pero éstas no
funcionan a altas presiones o con fluidos
corrosivos.
Es el tipo más costoso y sofisticado de
intercambiador de haz de tubos y coraza. Se utiliza
cuando es necesario limpiar y/o reemplazar los
tubos frecuentemente. Hay dos tipos básicos, uno
emplea un cabezal flotante (deslizante) con o sin
anillo seccionado, el otro usa empaquetadura para
permitir la expansión térmica; éste último no se
utiliza con fluidos peligrosos o cuando las fugas
pueden ser tóxicas. Las Figuras 7.13 y 7.14 muestran
esquemas de intercambiadores de cabezal flotante
con anillo seccionado y con empaquetadura
respectivamente.
Estos intercambiadores son más económicos que los
de cabezal flotante.
139
Capítulo 7
36
4
Sistemas de Intercambio térmico
3
34
5
31 6 34
12
36
7
29
8
27
28
38
36
32
36
9
15
16
1
5
34
3
10
35
35
12 34
11 13
37
33
Figura 7.13. Esquema de un intercambiador de cabezal flotante con anillo.
36
4
3
1
5
34
34
5
31
3
12 34
6 10
33
23
27
28
35
8
7
32
35
15
34
23
24
25 22
12
Figura 7.14. Esquema de un intercambiador de cabezal con empaquetadura.
En la Tabla 7.1 se muestra el significado de los números en cada círculo para las Figuras 7.11 a 7.14.
Número
1
2
3
4
5
6
7
8
9
Significado
Cabezal estacionario, canal del fluido de tubos
Cabezal estacionario, casquete
Brida de cabezal estacionario, canal o casquete
Cubierta de canal
Tobera de cabezal estacionario
Espejo o haz estacionario
Tubos
Coraza
Cubierta de la coraza
140
19
20
36
21
Introducción a la Ingeniería de Procesos
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
26
27
28
29
30
31
32
33
34
35
36
37
38
39
Brida de la coraza, extremo del cabezal estacionario
Brida de la coraza, extremo del cabezal posterior
Tobera de coraza
Brida de la cubierta de coraza
Junta de expansión
Espejo flotante
Cubierta de cabezal flotante
Brida del cabezal flotante
Dispositivo de apoyo del cabezal flotante
Anillo de corte dividido
Brida de apoyo deslizante
Cubierta del cabezal flotante, externa
Faldón del espejo flotante
Brida del prensa estopas
Empaque
Prensa estopas o empaquetadura
Anillo de cierre hidráulico
Bielas y espaciadores
Deflectores transversales o placas de apoyo
Placa de choque
Deflector longitudinal
Separación de paso
Conexión de ventila
Conexión de drenaje
Conexión de instrumentos
Pie de soporte
Anillo de sujeción
Ménsula de soporte
Vertedero
Conexión del nivel del líquido
REFERENCIAS





Kern, Donald Q.Procesos de transferencia de calor. 1981. Compañía editorial continental.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional
Publiching. 1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc.
2002. Prentice Hall. 1999.
Turton Richard; Bailie Richard; Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of
Chemical Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
141
CAPÍTULO 8
DIMENSIONAMIENTO DE EQUIPO POR
MÉTODOS CORTOS
Introducción a la Ingeniería de Procesos
8. DIMENSIONAMIENTO DE EQUIPO POR
MÉTODOS CORTOS
Los ingenieros químicos experimentados han adquirido la destreza necesaria para desarrollar los cálculos
detallados y precisos para realizar el diseño, el análisis y predecir la operación de los diferentes equipos presentes en
los procesos químicos. Esta experiencia se ha recopilado en una serie de métodos de cálculo llamados métodos
cortos y en una serie de lineamientos para utilizarlos. En este capítulo se resumen estos métodos cortos de diseño
de equipo y se presentan los lineamientos para utilizarlos.
Los métodos cortos de diseño de equipo están basados en reglas heurísticas que pueden ayudar en la realización
rápida de los cálculos preliminares en un proceso. Sin embargo debe tomarse en cuenta que los métodos cortos de
diseño de quipo son falibles y difíciles de justificar y deben considerarse como una ayuda en el direccionamiento
hacia la solución de problemas. Especialmente deben tenerse en cuenta las cuatro características de cualquier regla
heurística:




Una regla heurística no garantiza la solución del problema.
Puede contradecirse con otra regla heurística.
Puede reducir el tiempo de solución de un problema.
Su utilidad depende del contexto inmediato en el que se aplique y no es un estándar absoluto.
Sin embargo, a pesar de sus limitaciones las reglas heurísticas representan una guía invaluable en la Ingeniería de
Procesos.
Una regla heurística es una declaración relacionada con el dimensionamiento de equipo, las condiciones de
operación o el funcionamiento de un equipo que reduce las necesidades de cálculo.
Un método corto reemplaza la necesidad de realizar cálculos exhaustivos para evaluar las dimensiones de un
equipo, definir sus condiciones de operación o determinar la eficiencia del mismo.
143
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
8.1.PROPIEDADES FÍSICAS
En esta sección se presentan algunas reglas
heurísticas para predecir las propiedades físicas de
líquidos y gases, y formas para predecir el cambio de
estas propiedades con la temperatura y la presión:
Tabla 8.1. Reglas heurísticas de propiedades físicas.
Unidades
Capacidad
calorífica Cp
Densidad
Calor latente
Conductivadad
térmica
Viscosidad
Número
Prandtl
de
Líquidos
Agua
4.2
Líquidos
Orgánicos
1.0 – 2.5
Gases
Vapor
2.0
Gases
Aire
Gases
Orgánicos
kg/m
kJ/kg
W/m °C
1000
1200-2100
0.55-0.7
700 – 1500
200- 1000
0.1 – 0.2
0.025 – 0.07
0.025 – 0.05
0.02 – 0.06
kg/m s
0 °C ≈ 1.8 x 10
-4
50 °C ≈ 5.7 x 10
-4
100 °C ≈ 2.8 x 10
-4
200 °C ≈ 1.4 x 10
1 - 15
-6
20 – 50 x 10
-6
10 – 30 x 10
kJ/kg °C
3
-3
10 – 30 x 10
10 - 1000
1.0
0.7
-6
0.7 – 0.8
Tabla 8.2. Reglas heurísticas para predicción de propiedades físicas con respecto a Temperatura y Presión.
Propiedad
Densidad
Líquidos
Temperatura
𝜌𝑙 ≅ 𝑇𝑐 − 𝑇 0.3
Viscosidad
𝜇𝑙 = 𝐴𝑒
Presión de vapor
𝑅
𝑇
Líquidos
Presión
Despreciable
Despreciable
𝑃 ∗ = 𝐴𝑒 𝑏/(𝑇+𝑐)
---
Gases
Temperatura
𝑀𝑊 𝑃
𝜌𝑔 =
𝑍𝑅𝑇
𝑇 1.5
𝜇𝑔 ∝
𝑇 + 1.47 𝑇𝑏
---
Gases
Presión
𝑀𝑊 𝑃
𝜌𝑔 =
𝑍𝑅𝑇
Significativo sólo para
P > 10 bar
---
8.2. CAPACIDAD DE EQUIPOS
En la Tabla 8.3 se presentan las recomendaciones en
cuanto a la capacidad recomendada de los diferentes
equipos.
metales y los no metales en la industria de procesos
químicos y bioquímicos. En el Anexo B se incluye
una lista completa de los materiales utilizados en la
industria y su comportamiento cuando están en
contacto con los diferentes compuestos.
En la Tabla 8.4 se muestran las reglas heurísticas
sobre las ventajas y desventajas del uso de los
144
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Tabla 8.3. Reglas heurísticas de capacidad máxima y mínima utilizada normalmente
Unidad de proceso
Capacidad unitaria
Valor
Comentario
Máximo
400.0
400.0
10.0
2.0
5.0
400.0
400.0
10.0
2.0
5.0
400.0
400.0
50.0
4.0
Mínimo
Vacío
-200.0
2.0
0.3
2.0
Vacío
-200.0
2.0
0.3
2.0
Vacío
-200.0
2.0.0
0.3
Potencia (kW)
Presión (P) (bar)
Potencia (kW)
Presión (P) (bar)
Potencia (kW)
Presión (P) (bar)
Potencia (kW)
250.0
1,000.0
150.0
300.0
250.0
300.0
8,000.0
< 0.1
Potencia (kW)
1,000.0
50.0
Potencia (kW)
Potencia (kW)
Potencia (kW)
Potencia (kW)
15,000.0
15,000.0
15,000.0
15,000.0
< 0.1
100.0
10.0
10.0
Calentadores
Carga térmica (MJ/h)
500,000.0
10,000.0
Intercambiadores de calor
Área (m )
Diámetro de tubo
(m)
Longitud (L) (m)
Presión (P) (bar)
Temperatura (T) (°C)
1,000.0
0.0254
10.0
0.019
Carga térmica diferente
hornos
2
Si el área < 10 m ,
intercambiador doble tubo
6.4
150
400
2.5
Vacío
-200
Para 150 < P < 400 bar, se requiere
diseño especial
Recipiente horizontal
Recipiente vertical
Torres
Bombas reciprocantes
Bombas rotatorias y de
desplazamiento positivo
Bombas centrífugas
Compresores
axial,
centrífugo y reciprocante
Rotatorio
Motores para compresores
Eléctrico
Turbina de vapor
Turbina de gas
Combustión interna
Presión (P) (bar)
Temperatura (T) (°C)
Altura (L) (m)
Diámetro (D) (m)
L/D
Presión (P) (bar)
Temperatura (T) (°C)
Altura (L) (m)
Diámetro (D) (m)
L/D
Presión (P) (bar)
Temperatura (T) (°C)
Altura (L) (m)
Diámetro (D) (m)
L/D
2
145
L/D típico = 2 a 5
Límites normales
Diámetro L/D
0.5
3.0 – 40.0
1.0
2.5 – 30.0
2.0
1.6 – 23.0
4.0
1.8 – 13.0
< 0.1
< 0.1
50.0
para
usar
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
Tabla 8.4. Reglas heurísticas sobre el efecto de los materiales típicos de construcción en el color del producto, la
corrosión, la abrasión y el efecto sobre los catalizadores.
Material
Acero al carbón
Acero inoxidable
Monel-Níquel
Hasteloy
Metales exóticos
Vidrio
Plásticos
Cerámicos
Ventajas
Desventajas
Metales
Bajo costo, alta disponibilidad, resistente a
la abrasión, fabricación estándar, resistente
a álcalis débiles.
Resistente a la mayoría de los ácidos,
reduce la decoloración, disponible en gran
variedad de aleaciones, menor abrasión que
el acero suave.
Resiste al cloro, baja decoloración y baja
contaminación.
Mejor que el monel-níquel
Mejores propiedades específicas
No Metales
Útil en el laboratorio y sistemas por lotes,
baja difusión en las paredes.
Baja resistencia a ácidos y álcalis fuertes,
en ocasiones causa decoloración y
contaminación.
No resiste el cloro, mayor costo,
fabricación más difícil, los materiales con
los que se producen las aleaciones pueden
tener efectos sobre los catalizadores.
No resiste ambientes oxidantes, alto costo.
Mayor costo que el monel-níquel
Altos costos
Frágil, no resiste álcalis fuertes, baja
transferencia de calor, baja resistencia a la
abrasión.
Buenos a bajas temperaturas, gran variedad No adecuados para altas temperaturas,
para seleccionar diversas características, baja resistencia, no resisten álcalis fuertes,
fácil de fabricar, casi nunca se decolora, baja transferencia de calor.
posibles
efectos
mínimos
sobre
catalizadores, bajo costo.
Soportan
altas
temperaturas,
gran Baja resistencia a la abrasión, alta difusión
diversidad
de
formulaciones,
costo a través de las paredes (principalmente de
moderado.
hidrógeno), bajo transporte de calor,
puede fomentar las reacciones catalíticas.
8.3 LÍNEAS DE FLUJO, BOMBAS Y MOTORES.
bombas centrífugas depende de la presión de
descarga y de la energía proporcionada a la bomba.
8.3.1. TIPOS DE BOMBAS
Los dos principales tipos de bombas utilizados en la
industria son las bombas centrífugas y las bombas de
desplazamiento positivo. En las bombas centrífugas
el líquido entra a la bomba cerca del centro de un
impulsor rotatorio y se impulsa por medio de la
acción centrífuga del impulsor, ver Figura 8.1. Con
esto se incrementa la energía cinética del líquido, la
cual se convierte en presión cuando el líquido sale
de la bomba. El volumen de líquido que mueven las
Por otro lado, en las bombas de desplazamiento
positivo, el líquido entra a una cámara la cual reduce
su volumen e incrementa la presión del líquido antes
de descargarlo, ver Figura 8.2. Este tipo de bombas
pueden ser reciprocantes (de cilindro y pistón) o
rotatorias (dos componentes rotatorios). Este tipo de
bombas mueven una cantidad de líquido definida
por el volumen de la cámara, en cada movimiento
del pistón o rotación parcial del dispositivo en
movimiento.
146
Introducción a la Ingeniería de Procesos
más bajo comparado con las bombas de
desplazamiento positivo.
Las bombas de
desplazamiento positivo se utilizan cuando los
fluidos de trabajo son muy viscosos o cuando se
requieren flujos muy pequeños.
Descarga
Impulsor
Succión
(a)
Teóricamente la potencia requerida por una bomba
se calcula como:
𝑊=
Succión
Donde: W = Potencia requerida por la bomba (W)
Q = Flujo volumétrico (m3/s)
∆P =Cambio de presión en la bomba(N/m2)
𝜼 =Eficiencia de la bomba
Descarga
Impulsor
La eficiencia de las bombas es función tanto del
diseño como de la capacidad de la bomba, en
general las bombas grandes tienen eficiencias
cercanas al 90% y las bombas pequeñas tienen
eficiencias aproximadas al 30 %.
(b)
Canal de la voluta
La eficiencia de las bombas centrífugas puede
estimarse de manera preliminar de acuerdo con la
siguiente ecuación:
Figura 8.1. a) Esquema de una bomba centrífuga de un
paso, b) Patrón de flujo en una bomba centrífuga de un
paso.
𝜂 = −0.01 ln 𝑄 2 + 0.15 𝑙𝑛 𝑄 + 0.3
En ambos tipos de bombas se modifica la presión y
la velocidad del fluido. Las características principales
de una bomba son: cantidad de fluido descargado
por unidad de tiempo, aumento de presión, potencia
y eficiencia.
Descarga
Entrada
𝑄 ∆𝑃
𝜂
Donde: 1 < Q < 1000 (m3/h)
La eficiencia de las bombas normalmente se reporta
por el fabricante en base al agua como líquido
manejado por la bomba, sin embargo esta eficiencia
debe ajustarse en base al líquido de trabajo.
Alas
Carcasa
Media luna
inmóvil
8.3.2. LÍNEAS DE FLUJO
Corona
Los fluidos utilizados en la industria son
normalmente
líquidos,
vapores,
gases
o
suspensiones de sólidos en líquidos. Éstos se
transportan a través de tramos largos de ductos
circulares o tuberías interconectados por medio de
accesorios como codos, tes, etc. El flujo se controla
por medio de válvulas colocadas en las líneas de
tuberías. Debido a la fricción que se presenta entre
el fluido y las paredes de la tubería, el fluido sufre
una pérdida o caída de presión a lo largo de la
Figura 8.2. Bombas de desplazamiento positivo.
Las bombas centrífugas son las más utilizadas en la
industria debido a que pueden manejar una extensa
variedad de fluidos, en un amplio rango de
condiciones de operación, a un costo relativamente
147
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
tubería, la cual se utiliza para calcular la potencia
requerida para mover el fluido.
menores, para diámetros mayores se usan
bridas o soldadura.
Las tuberías se construyen en varios diámetros y con
diferentes espesores que se determinan en función
de la presión y el flujo del fluido. En el Anexo A se
incluye una tabla con los diferentes diámetros y
espesores de tubería disponibles en el mercado, con
su cédula correspondiente, su diámetro interno, su
espesor y su peso.
7.
Los accesorios se especifican para presiones
de 10, 20, 40, 100, o 175 bar (150, 300, 600,
900, 1500 o 2500 psig).
8.
La
cédula
de
una
tubería
es
aproximadamente igual a 1000 Pi/S, donde Pi
es la presión interna en lb/in2 y Si es el
esfuerzo máximo permisible para cada
material (10,000 psi para el acero al carbón.)
La tubería de cédula 40 es la más común.
9.
La potencia de una bomba se calcula como:
8.3.3. REGLAS HEURÍSTICAS
1.
Las velocidades y caídas de presión en líneas
de flujo con diámetro (D) (en pulgadas),
pueden calcularse de acuerdo a la Tabla 8.5.
Tabla 8.5. Caída de presión en bombas
Velocidad
(ft/s)
A la descarga de
la bomba
A la succión de
la bomba
Vapor o gas
Potencia kW =
5+D/3
Caída de
presión
(psi/100 ft)
2.0
1.3+D/6
0.4
20 D
0.5
2.
Para líneas de gas o vapor se recomienda usar
una velocidad de 61 m/s y una caída de
presión de 0.1 bar / 100 m.
3.
En estimados preliminares puede suponerse
una caída de presión en las líneas equivalente
a 30 m de tubería entre cada equipo.
4.
Las válvulas de control requieren una caída
de presión de 0.69 bar (10 psi) para lograr un
control adecuado.
5.
Las válvulas de globo se usan para gases,
control y cierres rápidos de flujo. Las válvulas
de compuerta se usan para otros servicios.
6.
Los accesorios roscados se usan solo en
tuberías de 1.5 pulgadas de diámetro o
Potencia HP = Q
1.67 Q
m3
min
∆P (bar)
ε
gal
∆P psi /(1714 ∗ ε)
min
Donde: Q = Flujo
ΔP = Caída de presión
𝜀𝑓 = Eficiencia de la flecha
10. La eficiencia de las máquinas más grandes es
mayor. La eficiencia de los motores eléctricos
es entre 85 y 95 %, el de las turbinas de vapor
es de 42 a 78 %, y el de los motores de
combustión y turbinas de gas entre 28 y 38%.
11.
Para requerimientos de potencias menores a
74.6 kW (100 HP) se utilizan motores
eléctricos exclusivamente. Los motores
eléctricos se fabrican con potencias hasta
14,900 kW (20,000 HP).
12. Las turbinas de vapor son competitivas arriba
de los 77 kW (100HP). Son de velocidad
controlable. Se utilizan normalmente como
equipos de repuesto en caso de falla de
energía eléctrica.
13. Los motores de combustión y las turbinas de
gas se utilizan exclusivamente para equipos
móviles y localizaciones remotas.
148
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Gasto
(gal/min)
(m3/min)
100
0.378
500
1.89
10 000
37.8
14. Los equipos de gas para recuperación de
energía se utilizan cuando se recuperan
cientos de hp, de otra manera la reducción
de presión debe hacerse con válvulas.
15. La potencia de la flecha para bombas y
compresores se calcula como:
potencia de flecha =
19. Se selecciona una bomba centrífuga de una
etapa para flujos entre 0.057 y 19 m3/min(15 y
5000 gal/min) y cabezas máximas de 500 ft;
por otro lado, se selecciona una bomba
multietapas para flujos entre 0.07 y 42
m3/min (20 a 11,000 gal/min) y cabezas
máximas de 1675 m (5500 ft).
potencia teórica
eficiencia de flecha
16. La potencia de motores para bombas y
compresores se calcula de acuerdo a la
siguiente ecuación:
potencia del motor =
Eficiencia
(%)
45
70
80
20. Se seleccionan bombas axiales para gastos de
0.076 a 378 m3/min (20 a 100,000 gal/min),
cabezas máximas de 40 ft y eficiencias del
65-85%
potencia de la flecha
eficiencia del motor
17. La eficiencia global del conjunto: bombas o
compresor / motor, se calcula como:
21. Se seleccionan bombas rotatorias para flujos
entre 0.00378 y 19 m3/min(1-5,000 gal/min),
cabezas de 50,000 ft y eficiencias del 50-80%.
eficiencia global = ϵg = ϵf ϵm
22. Se seleccionan bombas reciprocantes para
flujos entre 0.0378 y 37.8 m3/min (10-10,000
gal/min), cabezas máximas de 100,000 ft y
eficiencias de 70% a 7.5kW (10 HP), 85% a
37.3 kW(50 HP) y 90% a 375 kW(500 HP).
Donde: ϵm = eficiencia del motor
ϵf = eficiencia de la flecha
18. La eficiencia de una bomba centrifuga varía
según el gasto de acuerdo a:
8.4 COMPRESORES,VENTILADORES, SOPLADORES Y BOMBAS DE
VACÍO
a) Compresores de desplazamiento positivo, en
los cuales el equipo confina un volumen de
gas en una cámara, la cual disminuye su
volumen mediante el movimiento de una
pieza, y por tanto incrementa la presión del
gas.
b) Compresores
dinámicos
o
turbocompresores, en los que la energía se
transfiere al gas por medios dinámicos como
impulsores rotatorios o propelas. La energía
cinética del gas se incrementa y luego se
8.4.1. TIPOS DE COMPRESORES
Los compresores se utilizan para aumentar la
presión de fluidos en estado gaseoso. En
comparación con las bombas, los compresores son
equipos más caros y con costos de operación
mayores.
Los compresores se clasifican en:
149
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
transforma en presión. Un compresor
dinámico con un aumento de presión
pequeño es un ventilador o soplador.
c) Eyectores, en estos equipos la energía
cinética de una fluido en movimiento (vapor
o gas) entra al eyector y comprime a un
segundo fluido. Estos equipos no tienen
partes móviles, son poco eficientes y se
utilizan en sistemas en que se requiere
producir vacío y se manejan pequeñas
cantidades de gas.
(a) Compresor de tornillo
(b) Compresor de pistón rotatorio
Figura 8.3. Dos tipos de compresores rotatorios de
desplazamiento positivo. (a) Compresor de tornillo, (b)
compresor de pistón.
Los tipos más comunes de compresores en la
industria son:
Dentro de este tipo de compresores existen: a)
compresores
de
tornillo
(Figura
8.3.a),
recomendados para relaciones de presión de hasta
4.5 para gases diatómicos (γ = 1.4) y de hasta 10 para
gases de hidrocarburos (= γ = 1.2), presiones de
descarga de hasta 30 bar y tasas de flujo en la
succión de hasta 3 m3/s; b) compresores de pistón
rotatorio o de lóbulo rotatorio (Figura 8.3.b), en los
que cada revolución del pistón produce cuatro
pulsos de gas, la presión máxima de descarga para
estos compresores en una sola etapa es de 2.5 bar y
se utilizan para flujos de hasta 3 m3/s.
COMPRESORES RECIPROCANTES
Están formados por un pistón que se mueve hacia
adelante y hacia atrás dentro de un cilindro. Se
utilizan para un rango muy amplio de presiones y
flujos.
Los compresores que manejan gases
diatómicos, con una relación Cp/Cv = γ = 1.4, pueden
tener relaciones de presión de salida / presión de
entradas de hasta 4, y los compresores que manejan
gases de hidrocarburos con relaciones Cp/Cv
cercanas a 1.2, pueden tener relaciones de presión de
hasta 9. La presión máxima de descarga de estos
equipos no debe exceder los 20 bar si se usa una sola
etapa de compresión, o de 5,000 bar
para
compresores de varias etapas. Puede manejar flujos
de hasta 1 m3/s en una sola etapa, y hasta 2 m3/s en
varias etapas de compresión. Una de las desventajas
más importantes de estos compresores es que el
flujo de gas no es continuo, sino que se expulsa del
compresor en pulsos, lo que causa vibraciones y baja
eficiencia.
COMPRESORES CENTRÍFUGOS
Estos compresores incrementan la presión del gas
acelerándolo radialmente hacia la salida del equipo
por medio de impulsores o ruedas. La energía
cinética proporcionada por los impulsores se
convierte en presión a la salida del equipo. Algunos
tienen un solo impulsor pero su relación de
presiones se encuentra entre 2 y 2.5. Para tasas de
presión mayores se requiere de varios impulsores.
Los compresores centrífugos se usan para flujos de
hasta 90 m3/s, si la presión de descarga es pequeña,
cercana a los 2 barg; o de 1 m3/s para altas presiones
de descarga. Los compresores centrífugos multi
etapas pueden manejar flujos de hasta 140 m3/s.
COMPRESORES ROTATORIOS DE
DESPLAZAMIENTO POSITIVO
Como su nombre lo indica estos equipos tienen una
o dos flechas que giran para crear las cámaras y
reducir su tamaño de la entrada a la salida del
compresor y así aumentar la presión del fluido. Ver
Figura 8.3.
La presión de descarga para equipos de una etapa
puede ser de hasta 130 bar, a bajo flujo, y de 3 bar
para flujos altos. Los equipos multi etapa pueden
tener presiones de descarga de hasta 700 bar.
150
Introducción a la Ingeniería de Procesos
P2 = Presión de salida
P1 = Presión de entrada
COMPRESORES AXIALES
Estos equipos aumentan la presión del
gas
acelerándolo en la dirección del flujo por medio de
propelas colocadas sobre una flecha que gira. Estos
compresores se usan para flujos muy altos y
relaciones de presión moderadas, con ellos se
pueden obtener relaciones de presión de hasta 10 bar
para flujos de hasta 150 m3/s.
6.
Para
8.4.2. REGLAS HEURÍSTICAS
2.
Los ventiladores se utilizan para aumentar
la presión de un gas alrededor del 3% (30 cm
= 12 pulgadas de agua); los sopladores la
aumentan hasta 2.75 barg(40 lb/in2) y los
compresores se utilizan para presiones de
descarga mayores.
P2
) de la siguiente forma:
P1
Relación de
𝑷
compresión ( 𝑷𝟐)
Eficiencia %
4.
La eficiencia de los compresores rotatorios
es del 70%.
5.
La relación de compresión (RC) debe ser
aproximadamente la misma en cada etapa de
un compresor multietapa:
𝑃2 𝑎
− 1.0 /𝑎
𝑃1
SCFM T1
8130 a
P2 𝑎
−1
P1
Cp
γ= Cv
P1 y P2 las presiones de entrada y de
salida del compresor
respectivamente.
z = factor de compresibilidad
Donde: P2 = Presión de descarga
P1 = Presión de succión
La eficiencia de los compresores centrífugos
grandes es de 76 a 78% para flujos reales en
la succión de 6,000 a 100,000 ft3/min.
= 1.4, esta
Donde: HPT=Potencia teórica en HP
m = flujo molar
SCFM = Pies cúbicos estándar por
minuto
T1=Temperatura de entrada del gas
en grados Ranking
𝑎=(γ-1)/γ
50
75
80 a 85
3.
Cp
Cv
La potencia teórica requerida (HPT) de un
compresor puede calcularse con alguna de
las siguientes ecuaciones:
HPT =
𝟏
1.5
2.0
3a6
diatómicos
𝐻𝑃𝑇 = 𝑚𝑧𝑅𝑇1
La
eficiencia
de
los
compresores
reciprocantes es función de la relación de
compresión (RC =
gases
condición corresponde a una relación de
compresión (RC) entre 3 y 4.
7.
1.
La temperatura de salida del gas en un
compresor no debe exceder de 350-400ºF.
8.
La temperatura de salida del gas en un
proceso adiabático, reversible se calcula
como:
P2 a
T2 = T1
P1
Donde: T2 = temperatura de salida
T1 = temperatura de entrada
P2 = presión de salida
P1 = presión de entrada
a = (γ-1)/γ
Cp
1
γ= Cv
P2 n
RC =
P1
Donde: n = número de etapas
151
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
8.5. RECIPIENTES DE PROCESO
8.5.1.
contenido en los equipos de transporte (carro
tanques, pipas, etc.). Durante el diseño de los
tanques de almacenamiento para líquidos debe
considerarse un espacio vacío normalmente entre el
10 y el 15 %, para contener los vapores producidos
por el calentamiento de los tanques por el sol.
TIPOS DE RECIPIENTES DE
PROCESO
En la industria de procesos químicos y bioquímicos
existen dos tipos de recipientes: aquellos que
prácticamente no contienen internos y los que sí
contienen aditamentos internos. Los primeros, se
denominan tanques o tambores y se utilizan como
recipientes de almacenamiento intermedios entre
equipos o para separar dos fases. Los segundos son
cuerpos o envolventes de reactores, mezcladores,
fraccionadores, etc.
Los líquidos con presiones de vapor altas, los gases
licuados y los gases a alta presión se almacenen en
recipientes largos horizontes o en recipientes
esféricos. Los gases normalmente se almacenan a
presión atmosférica con techos flotantes que se
sellan con líquido a una doble pared. Los gases
licuados se mantienen a temperaturas menores a la
atmosférica mediante sistemas de refrigeración.
Los tanques o tambores son normalmente
recipientes cilíndricos con fondo y cabeza curvos o
planos, dependiendo de su presión de operación,
pueden ser horizontales o verticales y se diferencian
entre sí por su tamaño. Los tambores normalmente
tienen tiempos de residencia de unos cuantos
minutos, se localizan entre equipos mayores para
almacenar las materias primas que alimentan la
planta o los productos que salen de la misma. Estos
equipos proporcionan al proceso estabilidad para
evitar los problemas de operación debidos a las
fluctuaciones características de los instrumentos de
control. Por ejemplo se colocan tambores de reflujo
entre el condensador y las torres de destilación, ver
Figura 8.4, y los equipos corriente abajo; también se
colocan a la entrada de los compresores para evitar
la entrada de líquidos a la salida de los compresores
reciprocantes para suavizar el golpe de presión
debido al funcionamiento del equipo, ver Figura 8. 5.
Algunas recomendaciones prácticas para la selección
de tanques de almacenamiento son:
a) Para volúmenes menores a 3,800 litros se
recomienda
usar
tanques
verticales
sostenidos sobre piernas.
b) Para volúmenes entre 3,800 y 38,000 litros
usar tanques horizontales soportados en
estructuras de concreto.
c) Para volúmenes mayores a 38,000 litros usar
tanques
verticales
soportados
sobre
estructuras de concreto.
Cuando se almacenan líquidos a presiones cercanas
a la presión atmosférica pueden ocurrir pérdidas por
evaporación debido a los cambios de temperatura
durante el día y la noche, para minimizar estos
efectos pueden utilizarse:
Los tanques son equipos de mayor tamaño,
normalmente con tiempos de residencia de varias
horas, se utilizan por ejemplo para contener la salida
de los productos para protegerlos de posibles
cambios en las especificaciones de salida y que en
caso de ser necesario sean reprocesados.
a) Tanques de techo flotante, los cuales
consisten en techos con diámetros
aproximadamente 1 pie menores al diámetro
del tanque, que flotan sobre la superficie del
líquido. En el espacio entre el tanque y el
techo se coloca un sello.
b) Tanques con techos de expansión, que sufren
una expansión térmica permitiendo que los
vapores ocupen un espacio entre la superficie
del líquido y el techo.
Otro tipo de recipientes son los tanques de
almacenamiento que normalmente se encuentran
fuera de los límites de la planta, se utilizan en las
capacidades adecuadas para almacenar el volumen
152
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Detalles preferidos
soldados por todas partes
Vapor de salida
Compresor
Detalle aceptable para 4"
y una tubería más grande,
no como detalle “preferente”
PI
LRC
LG
El camino entre la entrada y
la salida debe de ser tan
largo como sea posible
> 6"Interruptor del
vórtice
Fase
pesada
Soldado superior
e inferior
Tubería
extendida
LG
Preferido
Fase
ligera
Figura 8.4. Tambor de reflujo de torre de destilación
Figura 8.5- Tambor de compresor reciprocante
8.5.2.
1.
REGLAS HEURÍSTICAS PARA TANQUES Y SEPARADORES
Los tambores son recipientes relativamente
pequeños que proporcionan capacidad
suficiente para no detener la operación
continua del proceso.
8. Los separadores líquido-líquido se diseñan
para velocidades establecidas de 0.085 a 0.127
cm /s.
9. La velocidad del gas en los separadores
líquido-vapor se calcula como:
2. Los tambores son normalmente recipientes
horizontales.
3. Los separadores líquido
normalmente verticales.
–
vapor
𝑢=𝑘
𝜌𝑙
− 1.0
𝜌𝑣
Donde: k = 0.11 para recipientes con malla
para condensación de gases
k = 0.0305 para recipientes sin malla
u = velocidad del vapor (m/s)
son
4. La relación óptima longitud / diámetro es
igual a tres, pero el rango común va de 2.5 a
5.0
10. Se alcanzan remociones del 99 % utilizando
mallas con espesores entre 10 y 35 cm (4 a 12
pulgadas) de espesor.El espesor más común
es de 6 pulgadas.
5. El tiempo de residencia es de 5 minutos para
contenedores de flujo medio y separadores
líquido – vapor, y de 5 a 10 minutos para
recipientes que alimentan una torre.
11. El espacio arriba de la malla separadora es
de 6 a 18 pulgadas. El más común es de 12
pulgadas.
6. El tiempo de residencia de contenedores que
alimentan hornos es de 30 minutos en
promedio.
12. Para recipientes a presión, la temperatura de
diseño es de 50 °F por arriba de la
temperatura de operación y la presión de
diseño es de 10% o 25 psi (lo que sea mayor)
por arriba de la presión de operación.
7. El tiempo de residencia de los contenedores
que alimentan a compresores no debe ser
menor de 10 veces el volumen del fluido que
pasa por minuto.
153
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
14. Se considera un buen funcionamiento cuando
se tienen velocidades entre 30 y 100 % de las
calculadas, es común tenerlas del 75 %.
8.5.3. REGLAS HEURÍSTICAS PARA RECIPIENTES A PRESIÓN
1.
La temperatura de diseño para recipientes
que operan entre -30 y 345 °C, es 25 °C por
arriba de la
temperatura
máxima de
operación, fuera de este rango deben usarse
márgenes mayores de seguridad.
4. Para recipientes que operan a presión de
vacío, la presión de diseño es de 1 barg.
5. El espesor mínimo de pared rígida es de 6.4
mm para diámetros de 1 m y menores, de 8.1
mm para diámetros entre 1 y 1.5 m, y 9.7mm
para diámetros mayores a 1.52 m.
2. La presión de diseño es 10 % o 0.69 a 1.7 bar
(10 a 25 psi) por arriba de la presión máxima
de operación, se considera la máxima presión
de operación 1.7 bar por arriba de la presión
normal de operación.
6. El coeficiente de corrosión permisible es de
8.9 mm para condiciones de corrosión
conocida, de 3.8 mm para corrientes no
corrosivas y de 1.5 mm para contenedores de
vapor y recipientes de aire.
3. La presión de diseño para recipientes que
operan de 0 a 0.69 bar de presión y 95 a 540
°C es de 2.76 barg (40 psig) por arriba de la
presión de operación.
7. El esfuerzo máximo permisible es ¼ del
esfuerzo máximo permisible del material.
8.5.4. REGLAS HEURÍSTICAS PARA RECIPIENTES DE ALMACENAMIENTO
Para capacidades menores a 3.8 m3, usar
recipiente verticales sobre soportes tipo
pierna.
4. Para recipientes con pérdidas por respiraderos pueden utilizarse recipientes con techos
flotantes o expansivos.
2. Para capacidades entre 3.8 y 38 m3, usar
tanques horizontales con soportes de
concreto.
5. Es común diseñar tanques con capacidad
para 30 días de almacenamiento de materias
primas y productos, pero depende de los
tiempos de embarque y recepción.
1.
3. Para capacidades mayores a 38 m3, usar
recipientes verticales sobre soportes de
concreto.
6. La capacidad
de
los tanques de
almacenamiento debe ser al menos 1.5 veces
el tamaño del equipo de transporte, 28.4 m3
para pipas, 130 m3 para contenedores de
ferrocarril.
8.6. REGLAS HEURÍSTICAS PARA EQUIPOS DE INTERCAMBIO
TÉRMACO Y AISLANTES
1.
Los cambiadores de tubos y envolvente a
contracorriente son la primera opción de
diseño. Se recomienda utilizar un factor F =
0.9 en intercambiadores donde no hay
cambio de fase y calcular la carga térmica
como Q = UAFΔTln. Si F es menor de 0.85 se
recomienda reconfigurar.
154
Introducción a la Ingeniería de Procesos
2.
Si se utilizan cambiadores de calor de tubo y
envolvente a contracorriente con tubos
estándar de ¾ de pulgada (1.9 cm)de
diámetro externo (DO), espaciamiento
triangular de 1 pulgada y de 16 pies (4.9 m) de
largo, se recomiendan los siguientes
diámetros de envolvente en función del área
de intercambio requerida:
Diámetro envolvente
(ft)
(cm)
1.0
30
2.0
60
3.0
90
3.
Gas-gas
Rehervidor
(ft )
100
400
1,100
(m2)
9.3
37.2
102
El flux de calor de un rehervidor no debe ser
mayor a31.5 kW/m2 °C (10,000 BTU/h-ft2),
para evitar la fatiga térmica del material.
9.
Los intercambiadores de doble tubo son
competitivos para cargas térmicas que
requieren entre 9.3 y 18.6 m2 (100 y 200ft2) de
área o menos.
10. Los intercambiadores compactos de placas
pueden tener un área de hasta 1,150 m2/m3
(350 ft2/ft3) y hasta 4 veces la velocidad de
transferencia de calor por sección de
envolvente y tubos.
Por dentro de los tubos deben circular los
fluidos corrosivos, sucios y de mayor presión,
por la envolvente circulan los fluidos viscosos
y los condensables.
4.
La caída de presión en intercambiadores de
calor para fluidos en ebullición es de 0.1
bar(1.5 psi) y de 0.2 a 0.62 bar (3-9 psi) para
otros servicios.
5.
El acercamiento de temperatura mínimo
entre las corrientes es de 10 °C (20 °F) para
fluidos convencionales y de 5 °C (10 °F) o
menos si se utilizan refrigerantes.
6.
Para propósitos de diseño se considera que la
temperatura de entrada del agua de
enfriamiento a los enfriadores es de 30 °C
(90 °F) y la de salida no debe ser mayor a 45
°C(120 °F).
7.
Algunos coeficientes de transferencia de
calor típicos, que pueden utilizarse para
estimados preliminares son:
Servicio
Coeficiente
2
(W/m °C)
Coeficiente
𝑩𝑻𝑼
( 𝟐 )
Agua-líquido
Condensadores
Líquidolíquido
Líquido- gas
850
850
280
150
150
50
60
10
5
200
8.
Área
2
30
1140
11.
Para enfriadores de aire se recomienda
utilizar tubos de 0.75 a 1.0 pulgadas de
diámetro externo, superficie total de 15 a 20
m2, coeficientes de transporte de calor U
entre 450 y 570 W/m2 °C (80 – 100 BTU/hft2); temperatura mínima de aproximación 22
°C (40 °F); potencia del motor entre 1.4 y 3.6
kW (MJ/h).
12. Para calentadores a fuego directo (hornos o
calderas) se recomienda: tasa radiante 37.6
kW/m2 (12,000 BTU/ h ft2), tasa de
convección 12.5 kW/m2 (4000 BTU/h ft2);
eficiencia térmica 70 a 90 %; temperatura del
gas combustible 140 a 195 °C; temperatura de
gases de combustión en la chimenea 345 a
510 °C.
13. Los aislantes se seleccionan en función de la
temperatura del la pared del tubo:
Temperatura
Criogénica -130 °C
(-200 °F)
Hasta 345 °C (650 °F)
Hasta 870 - 1040 °C
(1600-1900 °F)
1040 °C o más
𝐡 𝐟𝐭 º𝐅
155
Tipo de aislante
Poros finos o aire
entrampado (perlite)
Magnesia
Asbestos o mezclas de
tierra diatomea
Cerámicos
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
14. El espesor de aislante óptimo varía con la
temperatura:
Temperatura pared
(°C)
(°F)
95
200
200
400
315
600
Temperatura requerida
(°C)
(°F)
-17.8 a 10
0 a 50
Espesor óptimo
(cm)
(plg)
1.27
0.5
2.54
1.00
3.2
1.25
15. En sitios con viento mayor a 12 km/h (7.5
millas/h), se justifica incrementar el espesor
del aislante entre 10 y 20 %.
4.4 a -45.6
40 a -50
-45.6 a 101
Menor a 101
-50 a -150
Menor a -150
Refrigerante
Salmuera o
glicoles
Amoniaco, freón
o butano
Etano o propano
Metano
17. Para niveles de refrigeración menores a– 80°F
se utiliza refrigeración en cascada con varios
refrigerantes
16. En refrigeración el refrigerante óptimo se
elige en función de la temperatura requerida:
8.7. TORRES DE DESTILACIÓN, TORRES DE ABSORCIÓN DE GASES Y
TORRES EMPACADAS
compuestos con mayor punto de ebullición se
concentran en la fase líquida. La distribución de de
los componentes en ambas fases está determinada
por la constante de equilibrio en cada uno de los
pasos en los cuales se alcance el equilibrio.
8.7.1. TIPOS DE TORRES DE
SEPARACIÓN
Las torres de destilación y las torres empacadas se
utilizan para separar mezclas homogéneas (ver
Capítulo 6), y como se mencionó anteriormente para
separar muestras homogéneas es necesario crear dos
fases, mediante la adición de calor o de masa.
Cuando una mezcla contienen componentes con
diferencias de volatilidades muy grandes, una
evaporación parcial de la fase líquida, o una
condensación parcial de la fase vapor pueden ser
suficientes para lograr la separación adecuada. En
estos casos es conveniente utilizar un tanque
separador líquido-vapor.
Si una mezcla líquida se evapora parcialmente, el
vapor producido es más rico en los componentes
más volátiles de la mezcla, es decir, aquellos que
tienen menor punto de ebullición. Si se permite que
las fases alcancen el equilibrio la distribución de los
componentes en las fases está determinada por la
constante de equilibrio termodinámica. Todos los
componentes pueden aparecer en ambas fases, pero
la concentración de ellos en cada una es distinta.
Por otra parte, si el vapor obtenido se condensa
parcialmente y se permite que ambas fases alcancen
nuevamente el equilibrio, los componentes menos
volátiles pasarán a la fase líquida. De esta forma si
esta secuencia se lleva a cabo varias veces los
componentes con menor punto de ebullición
quedan en su mayoría en la fase vapor, y los
En los casos en los cuales una sola separación no
permite separar la mezcla en los niveles requeridos,
es necesario llevar a cabo esta operación en varias
ocasiones; con cada condensación y evaporación se
alcanza un mayor grado de separación. En la
práctica, la separación en varias etapas se lleva a
cabo en casada, asumiendo que en cada etapa se
alcanza el equilibrio entre las fases. En principio
creando una cascada lo suficientemente larga se
puede alcanzar una separación completa de los
componentes.
156
Introducción a la Ingeniería de Procesos
En la parte superior de la cascada es necesario
alimentar líquido, el cual se produce condensado el
vapor que sale por la parte superior y recirculándolo
en forma de reflujo. Por la parte inferior de la
cascada o torre de destilación es necesario alimentar
vapor, el cual se produce evaporando parte del
líquido que sale del fondo de la torre y regresándolo
a la torre, por medio de un rehervidor. En la Figura
8.6. se muestra una cascada de etapas de equilibrio
con reflujo de líquido y rehervidor.
sencillos.
Existen muchos otros arreglos de
perforaciones de platos, como las charolas de
válvulas, que utilizan pequeñas válvulas en lugar de
orificios.
Una desventaja de los platos convencionales es que
las bajantes de los platos ocupan una porción
significativa del diámetro dentro de la columna,
reduciendo el área de contacto líquido-vapor. Para
mejorar este problema existen platos de alto
rendimiento en los cuales se incrementa el área
activa como los mostrados en la Figura 8.7 (b).
Condensador
Productos
En la práctica las torres requieren de un mayor
número de platos que el número teórico de etapas
de equilibrio, debido a las limitaciones de
transferencia de masa y a la baja eficiencia alcanzada
en el contacto entre las fases en cada uno de los
platos.
1
2
m
Alimentación
j
k
La otra manera de poner en contacto las fases
líquida y vapor es utilizando columnas empacadas,
las cuales se rellenan con pequeños pedazos de un
material sólido, permitiendo que existan gran
cantidad de espacios vacíos entre los pedazos. El
líquido escurre a través del área del empaque entre
los espacios vacíos por donde trata de subir el vapor,
logrando que ambas fases se pongan en contacto.
n-1
n
Productos
Rehervidor
Figura 8.6. Cascada de etapas de equilibrio en una torre de
destilación.
De manera general existen dos formas en que el
líquido y el vapor se ponen en contacto para
permitir que las fases alcancen el equilibrio,
utilizando columnas de platos y columnas
empacadas.
Caídas de aguas
En las columnas de platos, como se muestra en
Figura 8.7 (a) el líquido cae sobre los platos o
charolas y fluye a través de las perforaciones que
tienen éstos, sin embargo al mismo tiempo el vapor
trata de subir por las mismas perforaciones
impidiendo que el líquido baje y viceversa; de esta
manera el líquido y el vapor permanecen en
contacto y alcanzan el equilibrio. El líquido de cada
plato fluye sobre un vertedero y cae sobre una
bajante hacia el siguiente plato. Este tipo de platos
conocido como platos perforados (Figura 8.7 (a)) son
los más comunes debido a que son económicos y
Área activa
Área activa
extendida
(a) Bandeja convencional (b) Bandeja de gran capacidad
Figura 8.7. Platos de torres de destilación. (a) Platos
convencionales, (b) Platos de alta capacidad.
Existen una gran variedad de empaques, en la Figura
8.8 (a) se muestra un diseño tradicional de
empaques donde las piezas de material sólido se
arreglan al azar, éstas piezas pueden ser de cerámica,
157
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
de metal o de plástico. En la Figura 8.8 (b) se
muestra un empaque estructurado, éste se fabrica de
placas de metal corrugado con perforaciones, unidas
para formar un empaque con un alto porcentaje de
espacio vacío. Para diseñar las torres empacadas se
utiliza el concepto de altura equivalente de platos
teóricos, ésta altura se refiere a la altura de
empaque requerido para obtener el mismo cambio
en la concentración que en una etapa de equilibrio,
o plato.
L
b) Cuando se utilizan condiciones de operación
de vacío, debido a que los empaques tienen
menores caídas de presión.
c) Cuando se requieren caídas de presión
pequeñas.
d) Cuando se trabaja con compuestos
corrosivos, debido a que hay mayor variedad
de empaques resistentes a la corrosión.
e) Cuando se trabaja con sistemas que
producen espuma, debido a que los
empaques tienden a evitar la formación de
espuma.
f) Cuando se requieren bajos tiempos de
residencia de la fase líquida dentro de la
torre.
L
8.7.2. REGLAS HEURÍSTICAS PARA
TORRES DE DESTILACIÓN Y DE
ABSORCIÓN DE GASES
V
V
(a) Embalaje al azar
(b) Embalaje estructurado
Figura 8.8 . Tipos de empaques para torres empacadas. (a)
Empaque aleatorio, (b) Empaque estructurado.
1.
La destilación es el método de separación
más económico y operable, en comparación
con otros métodos de separación como
extracción, cristalización y absorción.
2.
Para mezclas ideales la volatilidad relativa es
𝑃∗
la relación de las presiones de vapor: 𝛼12 = 𝑃1∗
2
Se utilizan torres de platos en los siguientes casos:
a) Cuando el flujo de líquido es relativamente
alto con respecto al del vapor (normalmente
cuando se trata de separaciones difíciles).
b) Cuando el diámetro de columna es grande,
debido a que el líquido puede distribuirse de
manera inapropiada sobre el empaque.
c) Cuando hay variaciones en la composición
de la alimentación, los platos son más
flexibles a las variaciones en la alimentación.
d) La columna requiere varias entradas de
alimentación o varias salidas de productos.
Se utilizan torres empacadas en los siguientes casos:
a) Cuando los diámetros de columna son
pequeños, debido a que el costo de
fabricación de platos pequeños es alto.
158
3.
La presión de operación de una torre se
determina generalmente por la temperatura
del medio de condensación (si se utiliza agua
de enfriamiento, 38 a 50 °C (100 a 120 °F) o la
temperatura máxima permitida en el
rehervidor para evitar la descomposición o
degradación química.
4.
La secuencia de columnas para separar
mezclas multicomponentes se define de
acuerdo con los siguientes criterios:
a) Efectuar primero la separación más
fácil, es decir, la que requiere menos platos y
menor relación de reflujo, y dejar la
separación más difícil al final.
b) Cuando no hay diferencias
significativas en las volatilidades relativas, ni
en las concentraciones en la alimentación, se
Introducción a la Ingeniería de Procesos
recomienda eliminar los componentes uno
por uno, como productos de domos.
c)
Cuando
hay
variaciones
significativas en las volatilidades relativas de
los componentes de la alimentación, realizar
la separación en orden decreciente de
volatilidades.
d) Cuando las concentraciones en la
alimentación varían significativamente pero
las volatilidades relativas son semejantes, se
recomienda separar los componentes en
orden decreciente de concentración.
5.
La relación económicamente óptima de
reflujo es entre 1.2 y 1.5 el valor del reflujo
mínimo (Reflujo óptimo = 1.2 Reflujo
mínimo).
6.
El número de platos económicamente
óptimo es alrededor de dos veces el número
mínimo de platos (Np = 2 Nmin).
7.
El número mínimo de platos se obtiene con
la ecuación de Fenske-Underwood:
Nm = ln
x
1−x top
x
1−x bot
F = flujo de la alimentación(kg/h).
α = volatilidad relativa del componente clave.
9.
10. Las bombas de reflujo tienen un sobre diseño
de al menos 10%, se recomienda 25 %.
11.
13. La caída de presión en cada plato es
aproximadamente 7.6 cm de agua (3
pulgadas de agua), ó 0.007 bar (0.1 psi).
14. Los platos perforados tienen perforaciones de
0.6 a 1.3 cm (0.25 a 0.5 pulgadas) y el área
perforada es de aproximadamente del 10 % el
área activa del plato.
/ ln α
15. Los platos de válvula tienen perforaciones de
3.8 cm (1.5 pulgadas), con 12 a 14 válvulas/ft2
de sección transversal.
16. Los platos de capucha se usan solo cuando se
debe mantener el nivel de líquido en el plato,
mediante flujos bajos.
17. La eficiencia pico de los platos se obtienen
con un factor de vapor 𝐹𝑠 = 𝑢𝜌0.5 en el rango
1.2 a 1.5 (m/s)(kg/m3). De manera general la
velocidad para torres con presión de
operación moderada es de 0.6 m/s y para
torres que operan a vacío es de 1.8 m/s.
El reflujo mínimo de mezclas binarias o
pseudobinarias esta dado por:
Rm D
1
=
F
(α−1)
Para alimentación
en punto de burbuja
(R m +1)D
α
= (α−1)
F
Por razones de acceso y mantenimiento, el
espaciamiento entre platos es de 0.5 a 0.61 m
(20 a 24 pulgadas).
12. El factor óptimo para el de absorción de
Kremser-Brown (A= L/(mV)) se encuentra en
el intervalo de 1.25 a 2.0.
Donde:
Nm = número mínimo de platos en la
columna.
x = fracción mol del componente clave.
α = volatilidad relativa del componente clave.
Top = en domos
Bot = en fondos
8.
Se aconseja un factor de seguridad de 10%
sobre el mínimo de platos calculado.
18. La eficiencia de los platos en las torres de
destilación de hidrocarburos ligeros y
soluciones acuosas es de 60 a 90%, y para
absorción y arrastre de gases es del 10 al 20
%.
Para alimentación
en punto de rocio
Donde:
Rm = reflujo mínimo (kg/h).
D = flujo del destilado (kg/h).
159
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
19. La altura máxima de una torre es de 53 m (175
ft)
por limitaciones de cimentación y
vientos. Otro criterio es que la relación L/D
sea menor que 30 (20 L/D < 30).
8.7.3. REGLAS HEURÍSTICAS PARA TORRES EMPACADAS
1.
2.
3.
4.
Las torres empacadas se utilizan para
diámetros de columna menores a 91.4cm (3
pies) y bajas caídas de presión. Para flujos
de gas de 14.16 m3/min (500 ft3/min) usar
empaques de 1 pulgada; para flujos de gas de
56.64 m3/min (2000 ft3 /min) o mayores, usar
empaques de 2 pulgadas.
9. Remplazar los platos con empaque permite
mayores rendimientos y separación en
equipos del mismo tamaño.
La relación diámetro de la columna a
diámetro del empaque debe ser cuando
menos igual a 15.
Se deben colocar redistribuidores de líquido
cada 10 a 15 diámetros de columna o cada 20
pies (lo que sea mayor).
10. Para flujos de gas de 14.2 m3/min (500
ft3/min), se recomienda usar empaques de
2.5 cm; para flujos de 56.6 m3/min (2000
ft3/min) se recomienda usar empaques de 5
cm.
La altura equivalente de un plato teórico
(HETP) en torres empacadas con anillos pall,
con diámetro de 1 pulgada es de 1.3 a 1.8 ft, y
para un diámetro de 2 pulgadas de 2.5 a 3.0
ft.
5.
Las columnas empacadas deben operar
alrededor de 70% de la capacidad de
inundación de Sherwood.
6.
Los tanques de reflujo son generalmente
horizontales con tiempos de residencia de 5
minutos y el nivel del líquido debe
considerarse a la mitad del tanque. Para la
separación de dos fases líquidas como en el
caso de separación de agua e hidrocarburos,
se dimensiona para una velocidad lineal de
cada fase de 1.3 m/s y un diámetro mínimo
de 0.4 m (16 plg).
7.
8. En alturas de empaque hasta 0.9 m (3 ft),
pueden utilizarse como empaque tanto
materiales con estructura geométrica
definida como materiales no estructurados,
si se requieren caídas de presión bajas.
11. La relación del diámetro de la torre /
diámetro del empaque debe ser mayor de
15:1.
13. Por razones de deformación, la altura sin
soportes de empaques plásticos debe ser entre
3 y 4 m (10 a 15 ft) y la altura de empaques
metálicos se recomienda entre 6.0 y 7.6 m (20
– 25 ft).
14. Si se utilizan anillos pall se requieren
distribuidores de líquido cada 5 a 10 diámetros
de torre y al menos cada 6.5 m (20 ft) para
otros tipos de empaque.
15. Las torres empacadas deben operar cerca en
niveles de líquido cercanos al 70 % de nivel de
inundación.
Para torres con diámetro mayor a 0.9 m (3
ft), agregar 1.2 m (4 ft) en el domo para la
separación de líquido y 1.8 m (6 ft) en el
fondo para dar un adecuado nivel de líquido
y operación del rehervidor.
16. La altura equivalente de etapas teóricas de
contacto líquido-vapor es de 0.4 a 0.56 m (1.31.8 ft) para anillos pall de 2.5 cm (1 in), y de
0.76 a 0.9 m (2.5 a 3.0 ft) para anillos pall de 5
cm (2 in).
160
Introducción a la Ingeniería de Procesos
17. En la siguiente tabla se muestran las caídas de
presión normales para los diferentes tipos de
Tipo de torre
Absorbedores, regeneradores,
sin espuma
Absorbedores, regeneradores
Atmosférica
A vacío
Valor máximo
torres empacadas:
Caída de presión de
diseño
(cm de H2O / m de
empaque)
2.1 – 3.3
Caída de presión de
diseño
(in de H2O / m de
empaque)
0.25 – 0.4
0.8 – 2.1
3.3 - 6.7
0.8 – 3.3
8.33
0.1 – 0.25
0.4 – 0.8
0.1-0.4
1.0
8.8. RECIPIENTES DE EXTRACCIÓN LÍQUIDO-LÍQUIDO
1. La fase dispersa debe ser aquella que tenga el
mayor flujo volumétrico, a excepción de los
equipos en los cuales haya retromezclado, en
este caso la fase dispersa debe ser aquella con
el flujo volumétrico más pequeño. Debido al
arrastre de la fase continua, ésta debe ser la
fase menos costos o menos peligrosa.
2.6 a 3.8 cm son los mejores. Las cargas de la
fase dispersa no deben exceder los 10.2 m3
/min m2. La fase dispersa debe redistribuirse
cada 1.5 a 2.1 m. No se recomienda utilizar
torres empacadas cuando la tensión superficial
es mayor a 10 dinas/cm2.
5. Los platos perforados tienen perforaciones
con diámetros entre 3 y 8 mm. La velocidad
a través de las perforaciones
debe
mantenerse menor a 0.24 m/s para evitar la
formación de burbujas pequeñas.
El
espaciamiento entre platos debe ser entre
15.2 y 16.0 cm. El rango de eficiencia de los
platos es de 20 a 30 %.
2. Los arreglos de mezclador-sedimentador están
limitados a 5 etapas. Los mezcladores incluyen
un agitador rotatorio o bombas de
recirculación. Los sedimentadores se diseñan
suponiendo que el diámetro de las gotas es
cercano a 150 µm. En los sedimentadores
abiertos los tiempos de residencia son de 30 a
60 min, o se calculan utilizando velocidades de
0.15 a 0.46 m. La eficiencia de extracción por
etapa se supone del 80%.
6. Las torres de platos perforados y empacadas
por secciones deben operarse en frecuencias
de 90 ciclos /min y amplitudes de 6 a 25 mm.
En torres de gran diámetro la HETS ≈ 1.0 m
debe conservarse. Tensiones superficiales de
hasta 30 a 40 dinas / cm2 no tienen efectos
negativos.
3. Las torres de dispersión se construyen en
alturas entre 6 y 12 m.
4. Se emplean torres empacadas cuando se
requieren de 5 a 10 etapas. Los anillos pall de
161
Introducción a la Ingeniería de Procesos
8.9. REACTORES
1.
La tasa de reacción para cada tiempo debe
establecerse en el laboratorio y el tiempo de
residencia, el espacio velocidad y la
distribución de producto deben determinarse
en planta piloto.
7. Reacciones relativamente lentas
en fase
líquida deben llevarse a cabo en recipientes
agitados continuos. Utilizarlos en batería de
cuatro a cinco unidades en serie es más
económico.
2. El diámetro de las partículas de catalizador es
de 0.1 mm en lechos fluidizados, de 1 mm en
lechos escurridos y de 2 a 5 mm en lechos
fijos.
8. Los reactores tubulares son útiles cuando se
tienen altas tasas de producción en tiempos
de residencia pequeños (segundos o minutos)
y cuando se requiere transferencia de calor.
Se
utilizan
tubos
sumergidos
o
construcciones tipo haz de tubos y coraza.
3. Las proporciones óptimas de reactores de
tanque agitado son con un nivel de líquido
igual al diámetro del tanque, sin embargo
para presiones altas es más económico
utilizar geometrías más delgadas.
9. En los reactores empacados con catalizador
granular, el tiempo de residencia-distribución
en ocasiones no es mejor que el de cinco
etapas de reactores de tanque agitado en
batería.
4. La entrada de potencia de reactores
homogéneos de tanque agitado es de 0.1 a 0.3
kW/m3, pero esta cantidad aumenta tres
veces cuando se requiere transferencia de
calor.
10. Para conversiones abajo del 95 % del
equilibrio, el desempeño de cinco etapas de
reactores de tanque agitado en batería se
aproxima al de un reactor tipo flujo pistón.
5. El desempeño de los reactores continuos de
tanque agitado es adecuado cuando el tiempo
de residencia mínimo es de 5 a 10 veces la
longitud necesaria para alcanzar la
homogeneidad, si se acompaña con un diseño
apropiado de agitador con 500 a 2000 rpm.
11. El efecto de la temperatura en la tasa de
reacción es del doble cada 10 °C.
12. La tasa de reacción en sistemas heterogéneos
es controlada normalmente por el transporte
de calor o masa y no por la cinética de la
reacción.
6. Las reacciones por lotes se llevan a cabo en
recipientes agitados para tasas de producción
pequeñas diarias, ó cuando los tiempos de
reacción son muy grandes, ó cuando algunas
condiciones como la tasa de alimentación o la
temperatura deben programarse de alguna
manera.
13. El valor del catalizador puede mejorar
selectivamente la reacción, más que mejorar
el rendimiento global de la reacción.
8.10. EVAPORADORES
1.
Los evaporadores verticales de tubos largos
son los más comunes. Los tubos tienen
diámetros entre 19 y 63 mm de diámetro y
de 12 a 30 ft de largo.
2.
162
Las velocidades lineales dentro de los tubos
son de 15 a 20 ft/s. Con circulación forzada.
Introducción a la Ingeniería de Procesos
3.
La elevación del punto de ebullición por
sólidos disueltos es de 3 a 10°F entre la
solución y el vapor saturado.
4.
Cuando el aumento en el punto de ebullición
es significativo, el número óptimo de efectos
con alimentación a contracorriente es de 4 a
6.
5.
Cuando la alimentación se hace a
contracorriente, la solución más concentrada
se calienta con el vapor de mayor
temperatura para minimizar el área de
transferencia de calor, perola solución debe
bombearse entre cada etapa.
6.
La economía de vapor de un sistema de
evaporación de n etapas es aproximadamente
(0.8 n) lb evaporadas/ lb de vapor externo.
8.11. MEZCLADORES Y AGITADORES
1.
Una agitación moderada se obtiene al
mezclar el líquido con un impulsor de
velocidades superficiales de 0.1 a 0.2 ft/s. Una
agitación intensa se presenta a velocidades
superficiales de 0.7 a 1.0 ft/s.
Operación
La intensidad de agitación con impulsores en
tanques con mamparas se mide por la
potencia involucrada y la velocidad de los
impulsores, de la siguiente forma:
Potencia (HP/1000 gal)
Mezclado
Reacción homogénea
Reacción con transf. de calor
Mezclado líquido-liquido
Mezclado líquido-gas
Lodos
3.
2.
0.2-0.5
0.5-1.5
1.5-5.0
5.0
5.0-10.0
10
Las proporciones de un tanque de mezclado
de diámetro igual aD, son:
Nivel de líquido=D
Diámetro del impulsor de la turbina=D/3
Nivel del impulsor desde el fondo del
tanque=D/3
Velocidad del propulsor
(pie/s)
7.5-10.0
10-15
15-20
15-20
Ancho de la hoja del impulsor=D/15
Ancho de mamparas verticales=D/10
4.
La potencia requerida para mezclar gas y
líquido puede ser 25 a 50% menor que la
requerida para mezclar el líquido solo.
8.12. CRISTALIZADORES
8.12.1. TIPOS DE CRISTALIZADORES
Las sustancias disueltas o fundidas se recuperan en
forma sólida por medio de precipitación por medio
de enfriamiento, de la remoción de solvente
(normalmente agua), o adicionando agentes que
favorezcan la precipitación. Por conveniencia se
distinguen dos clases de procesos de cristalización:
a) Cristalización porsolución, donde los
cristales se separan utilizando un solvente,
normalmente agua. Particularmente en el
caso de los sólidos inorgánicos la
temperatura de operación de los equipos se
163
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
encuentra muy por dejado de los puntos de
fusión de los sólidos.
b) Cristalización en el punto de fusión, donde
los o más sustancias con puntos de fusión
cercanos se separan por medio de
enfriamiento. El grado de cristalización que
se alcanza en este proceso depende delas
relaciones de equilibrio entre las fases.
Cuando se desea obtener cristales muy puros
es necesario realizar el proceso a condiciones
de fusión y después permitir que se formen
los cristales.
Donde: S = relación de concentración
C = concentración del líquido
C sat= concentración de saturación
3. En cristalización por enfriamiento, la
temperatura de la solución se puede
mantener cuando mucho 1 a 2 °F debajo de la
temperatura de saturación.
4. La velocidad de crecimiento de los cristales
bajo condiciones satisfactorias es de 0.1 a
0.8mm/h. La velocidad de crecimiento es
prácticamente la misma en todas las
condiciones.
5. La velocidad de crecimiento de los cristales
depende en forma importante de la presencia
de impurezas y de aditivos.
El diseño de los cristalizados se basa en el
conocimiento del equilibrio de fases, las
solubilidades y las tasas de formación y crecimiento
de los cristales; por ello cada sistema requiere un
diseño especial. Normalmente para llevar a cabo el
diseño detallado de estos equipos se requiere de la
determinación de parámetros utilizando plantas
piloto, de donde se obtienen variables de operación
como: tamaño y distribución de cristales, efecto de
impurezas y aditivos, tiempo de residencia, tiempo
de circulación, eficiencia de mezclado, grados de
supersaturación o subenfriamiento y parámetros de
transferencia de calor.
Agua de refrigeración
8.12.2. REGLAS HEURÍSTICAS
1.
La recuperación total de sólidos se logra por
evaporación pero la composición eutéctica
sólo por enfriamiento.
2.
En la cristalización, la relación de
concentración S=c/csat se puede obtener en el
intervalo 1.02 a 1.05.
Tomas de agua
de refrigeración
Figura 8.9.Cristalizador
8.13. EJEMPLOS DE USO DE REGLAS HEURÍSTICAS
EJEMPLO 8.1.
De acuerdo con la información del diagrama de flujo de hidrodesalquilación de tolueno presentada en el capítulo
1, calcule las dimensiones del recipiente V-102 por métodos cortos.
Solución:El V-102 es un recipiente a presión para separar una fase gaseosa de una fase líquida, por tanto se
utilizan las reglas heurísticas para recipientes a presión mostradas en la sección 8.5.
164
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Regla 3: Se requiere un recipiente vertical.
Regla 4: La relación L/D debe encontrarse entre 2.5 y 5.0, óptimo 3.0
Regla 5: El tiempo de residencia será de 5 min, basado en la mitad del volumen del recipiente.
Regla 9: La velocidad del gas u se calcula como:
𝑢=𝑘
𝜌𝑙
− 1.0
𝜌𝑣
Donde k = 0.0305 para recipientes sin malla.
Regla 14: Valores típicos de velocidad: 75 % del valor calculado con la ecuación de la Regla 9.
De acuerdo con la Tabla 1.3:
Flujo de vapor de la corriente 8: 5,600 kg /h, P=23.9 bar, T= 38 °C
Flujo de líquido de la corriente 21: 7,060 kg/h, P = 2.8 bar, T = 38°C
Propiedades físicas: ρg = 8 kg/m3; ρl = 850 kg/m3
De Regla 9:
𝑢=𝑘
𝜌𝑙
850
𝑚
− 1.0 = 0.0305
− 1.0 = 0.313
𝜌𝑣
8
𝑠
Velocidad real = 𝑢 ∗ 0.75 = 0.313 ∗ 0.75 = 0.23 𝑚/𝑠
𝐷2
𝑘𝑔
Flujo másico de vapor =𝑢 𝜌𝑣 𝜋 4 = 5600 𝑕
Resolviendo para D: 𝐷 =
1𝑕
3600 𝑠
𝑘𝑔
= 1.555 𝑠
1.555 (4)
= 1.03565 𝑚
𝑢𝜌 𝑣 𝜋
De acuerdo con la Regla 5, el volumen ocupado por el líquido en el recipiente será igual a:
0.5 𝐿 𝜋
𝐷2
= 0.4242 𝐿 𝑚3
4
5 minutos de flujo de líquido: 5 𝑚𝑖𝑛
60 𝑠
𝑚𝑖𝑛
7,060 𝑘𝑔/𝑕
1 𝑚3
850 𝑘𝑔
1𝑕
3600 𝑠
= 0.6921 𝑚3
Por lo tanto: 0.4242 𝐿 = 0.6921
0.6921
Despejando L: 𝐿 = 0.4242 = 1.6315 𝑚
De acuerdo con la Regla 4: L/D ≈ 3.0, nuestro diseño: L/D =
1.6315
= 1.575 < 2.5, por tanto está fuera del rango
1.03565
recomendado.
Debido a que estamos fuera de rango, cambiaremos a: L = 2.5 D = (1.03565) (2.5) = 2.5889 m.
165
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
EJEMPLO 8.2.
Diseñar el enfriador E-105 del diagrama de hidrodealquilación de tolueno.
Solución:Este intercambiador de calor enfría la corriente de salida de productos de 112°C a 38 °C, por medio de
agua de enfriamiento. Utilizando las reglas heurísticas para cambiadores de calor en la sección 8.8:
Regla 1: F = 0.9
Regla 5: ∆𝑇𝑚𝑖𝑛 = 10 °𝐶.
Regla 6: Temperatura de entrada del agua de enfriamiento = 30 °C.
Si la corriente de salida de producto debe tener una temperatura de 38 °C, el gradiente de temperatura entre la
corriente de agua de enfriamiento 30 °C y la de salida de producto 38°C, es menor a 10 °C. Por tanto no se cumple
la Regla 5.
Regla 7: U = 850 W/m2 °C.
∆𝑇𝑙𝑛 =
112 − 40 − 38 − 30
= 29.12 °𝐶
112−40
𝑙𝑛 38−30
Del balance de energía:
𝑄 = 𝑚 𝐶𝑝∆𝑇 = 5000
𝑘𝑔
𝑕
1.78 𝑘𝐽
𝑘𝑔 𝐾
112 − 38 𝐾 = 658.6
𝑀𝐽 1000 𝑘𝐽
𝑕
1 𝑀𝐽
𝑄
182900 𝑊
Calculando el área de intercambio requerida: 𝐴 = 𝑈 ∆𝑇 𝐹 =
𝑙𝑛
𝑊
1𝑊
1 𝐽/𝑠
850 2 °𝐶 29.12 °𝐶 0.90
𝑚
1𝑕
= 182.9 𝑘𝑊
3600 𝑠
= 8.21 𝑚2
De acuerdo con la Regla 9, se recomienda utilizar un intercambiador de doble tubo.
EJEMPLO 8.3.
Diseñar la bomba P-101 del diagrama de hidrodesalquilación de tolueno.
Solución: De acuerdo con las reglas mencionadas en la Sección 8.3:
Regla 9: La potencia de la bomba se calcula con la ecuación:
𝑃𝑜𝑡𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑘𝑊 =
1.67 𝑄
𝑚3
𝑚𝑖𝑛
∆P (bar)
𝜀
Con las Reglas 19 a 22 se selecciona el tipo de bomba.
De acuerdo con el Diagrama de Flujo de Proceso de Hidrodesalquilación de tolueno del Capítulo 1, la corriente
que sale de la bomba P-101 es la corriente 2, que aumenta su presión de 1.2 a 25.8 bar, con un flujo de 6,080 kg/h.
ρf = 870 kg/m3.
∆ P = 25.8 – 1.2 = 24.6 bar
166
Introducción a la Ingeniería de Procesos
𝑘𝑔
Flujo volumétrico: 6080 𝑕
Cabeza de la bomba =
∆𝑃
=
𝜌𝑙 𝑔
1𝑕
60 𝑚𝑖𝑛
1 𝑚3
870 𝑘𝑔
24.6 bar
m
870 kg /m 3 9.81 2
s
Potencia de la bomba:
= 0.1165 𝑚3 /𝑚𝑖𝑛
= 0.00289
𝑚3
𝑚3
∆P bar = 1.67 0.1165
𝑚𝑖𝑛
𝑕
𝑃𝑜𝑡𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑘𝑊 = 1.67 𝑄
24.6 bar = 4.79𝑘𝑊
Tipo de bomba: De acuerdo con el flujo y la cabeza de la bomba se puede seleccionar una bomba centrífuga, una
axial, una rotatoria o una reciprocante, sin embargo dado que la eficiencia de las bombas reciprocantes es mayor,
se selecciona una bomba reciprocante, con eficiencia del 70 %.
Potencia de la flecha: 𝑃𝑜𝑡𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑘𝑊 =
𝑃𝑜𝑡𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑏𝑜𝑚𝑏𝑎 𝑘𝑊
∈
=
4.79 𝑘𝑤
= 6.38 𝑘𝑊
0.75
EJEMPLO 8.4.
Diseñar el compresor C-101 del diagrama de hidrodesalquilación de tolueno.
Solución:El C-101 comprime una parte de la corriente 8, la cual se obtiene restando el flujo de la corriente 11 a la
corriente 8:
5,600 kg/h – 1,990 kg/h = 3610 kg/h.
De acuerdo con las Reglas heurísticas presentadas en la Sección 8.4
Regla 7: La potencia teórica del compresor se calcula como:
𝑊 = 𝑚𝑧𝑅𝑇1
𝑃2 𝑎
− 1.0 /𝑎
𝑃1
T1 = 38 ° C = 311 K
P1 = 23.9 bar
P2 =25.5 bar
k = 1.41
α = 0.2908
PM = 8.32 kg/kgmol
𝑚 = 3610
𝑊 = 𝑚𝑧𝑅𝑇1
𝑘𝑔 1 𝑕
𝑕 3600 𝑠
1 𝑘𝑚𝑜𝑙
= 0.1205 𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑠
8.32 𝑘𝑔
𝑃2 𝑎
𝑘𝑚𝑜𝑙
− 1.0 /𝑎 = 0.1205
1.0 8.314𝑅
𝑃1
𝑠
311
𝑘𝐽
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐾
𝑊 = 20.381𝑘𝑊
Usando un compresor con una eficiencia del 75%:
𝑊=
20.381 𝑘𝑊
= 27.17 𝑘𝑊
0.75
167
25.5 𝑏𝑎𝑟 0.2908
− 1.0 /0.2908
23.9 𝑏𝑎𝑟
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
EJEMPLO 8.5.
Realizar el diseño preliminar de la torre de destilación de benceno T-101, del diagrama de flujo de
hidrodesalquilación de tolueno.
Solución: Utilizando las Reglas heurísticas de la Sección 8.7:
Regla 5: La relación económicamente óptima de reflujo es 1.2 a 1.5 la relación mínima de flujo.
Regla 6: El número óptimo de platos es dos veces el número mínimo de platos.
Regla 7: El número mínimo de platos se obtiene con la ecuación:
𝑙𝑛
𝑁𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜𝑠 =
𝑥
1−𝑥 𝑡𝑜𝑝
𝑥
1−𝑥 𝑏𝑜𝑡
ln 𝛼
𝐹
𝑅𝑚𝑖𝑛 = 𝐷 𝛼−1
Regla 8: El reflujo mínimo se calcula como:
Regla 10: Utilizar un factor de seguridad en el número de platos del 10 %.
Regla 11: El espacio entre los platos es de 0.5 a 0.6 m
Regla 18: Altura máxima de la torre 53 m.
Regla 17: 𝐹𝑠 = 𝑢𝜌0.5
Regla 13: La caída de presión en cada plato es de 0.007 bar.
Regla 18: Eficiencia de plato = 60 – 90 %.
Regla 19: L/D=20 a 30
Fracción mol de benceno en la corriente de domos: xdom = 0.995
Fracción mol de benceno en la corriente de fondos: xfon = 0.0308
α = volatilidad relativa del benceno = 2.28
Número mínimo de platos:
𝑙𝑛
𝑁𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜𝑠 =
0.995
1−0.995 𝑡𝑜𝑝
0.0308
1−0.0308 𝑏𝑜𝑡
ln(2.28)
Reflujo mínimo:
168
= 10.6
Introducción a la Ingeniería de Procesos
𝑅𝑚𝑖𝑛 =
𝐹
7,060
=
= 0.399
𝐷 𝛼−1
13810 2.28 − 1.0
Rango de reflujo óptimo: (1.2 a 1.5) Rmin: 0.4792 a 0.5990
Número teórico de platos: (2) (10.6) = 21.2
Eficiencia de plato = 0.6
21.2
Número total de platos: 𝑁 𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜𝑠 = 0.6 1.1 = 39 𝑝𝑙𝑎𝑡𝑜𝑠
Densidad del vapor: 6.1 kg/m3
Velocidad del vapor : (1.2 a 1.5)/(6.1)0.5 = 0.48 a 0.61 m /s
Flujo de vapor de domos (corriente 13): 13,810 kg/h
𝑘𝑔
Flujo volumétrico de vapor: 13810 𝑕
4 𝑣 0.5
=
𝜋𝑢
Diámetro de la torre: 𝐷 =
1 𝑚3
6.1 𝑘𝑔
1𝑕
3600 𝑠
4 0.6289
𝜋 0.48 𝑎 0.61
0.5
= 0.6289 𝑚3 /𝑠
= 1.29 𝑎 1.455 𝑚.
Caída de presión: (39 platos) (0.007 bar/plato) = 0.273 bar
Altura= (N platos)(Distancia entre platos): (39)(0.5)= 19.5 m
(39)(0.6)= 23.4 m
𝐿
𝐷:
𝐿1
La relación óptima es:
𝐿2
𝐿1
𝐷1 =
𝐷2 =
19.5
19.5
1.29 = 15.11
1.455 = 13.40
𝐿2
𝐿2
𝐷2 =
𝐷1 =
23.4
23.4
1.455 = 16.08
1.29 = 22.11
𝐷1
EJEMPLO 8.6.
Diseñar por métodos cortos el horno H-101 del proceso de hidrodesalquilación de tolueno
Solución: Al H-101 entra la corriente 4 a una temperatura de 225 °C y sale la corriente 6 a una temperatura de
600 °C. Utilizando las Reglas heurísticas de la Sección 8.8:
Regla 12: Calentadores a fuego directo: Área radiante + Área convectiva
169
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
Tasa radiante = 37.6 kW/m2
Tasa convetiva = 12.5 kW/m2
𝑘𝑔
𝑘𝐽
Carga térmica: 𝑄 = 𝑚 𝐶𝑝 ∆𝑇 = 12470 𝑕 3.52 𝑘𝑔 𝐾
Área radiante: 0.5
Área convectiva: 0.5
𝑘𝐽
1 𝑘𝑊
1 𝑘𝐽 /𝑠
16,460, 𝑥103 𝑕
𝑘𝐽
16,460, 𝑥103 𝑕
1 𝑘𝑊
1 𝑘𝐽 /𝑠
𝑀𝐽
600 − 225 𝐾 = 16,460 𝑕
1𝑕
3600 𝑠
1𝑕
3600 𝑠
m2
37.6 𝑘𝑊
= 60.8 m2
m2
12.5 𝑘𝑊
= 183 m2
REFERENCIAS
Biegler, Lorenz; Grossmann Ignacio; Westerberg Arthur. Systematic Methods of Chemical Process Design.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional Publiching.
1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc. 2002.
Prentice Hall. 1999.
Ray, Martyn; Johnston, David. Chemical Engineering Design Project. Gordon and Breach Science Publishers.
1989.
Smith, Robin. Chemical Process Design and Integration. John Wiley & Sons. 2005.
Turton Richard; Bailie Richard;Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of Chemical
Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
EJERCICIOS
8.1. Se requiere instalar una bomba centrífuga para mover 100 m3/h de agua, con un incremento de presión de 5
bar. La bomba se alimentará con un motor eléctrico que tiene una eficiencia de 90 % y se sabe que el costo de la
electricidad en México es de $ 1.8/kWh. Si la bomba operará 8,300 horas por año, estime el costo anual de la
electricidad requerida por la bomba.
170
Introducción a la Ingeniería de Procesos
8.2. Calcule la potencia requerida para una bomba reciprocante que maneja un flujo de 8.6 ton / h, de una
mezcla 94 % metanol, agua. La presión de entrada de la bomba es de 1.0 bar y se requiere una presión de salida
de 18.5 bar. Esta bomba se accionará por un motor eléctrico, calcule el gasto de energía eléctrica del motor e
indique los materiales de construcción.
8.3. Determine el tipo, la orientación, la altura, el diámetro, el número de platos real y el espaciamiento entre
platos o la altura equivalente de platos teórica (en su caso), para la torre de separación que se muestra en la
siguiente figura.
46
10.4
E-201
CW
4
90
10.5
V-201
2
1
E-1
T=°C
P-201
150
10.5
MPS
3
E-202
Temperatura (°C)
Presión (bar)
Flujo másico (ton/h)
Fracción vapor
Dimetil éter ( % mol)
Metanol (% mol)
Agua (% mol)
P=bar
1
90
10.5
12.5
0.15
62
12
2
46
11.4
6.2
0.0
97.8
0.2
3
150
10.5
0.0
1
4
46
11.4
2.2
0.0
97.8
0.2
92
8.4. De acuerdo con el diagrama de flujo de la figura anterior, diseñe de manera preliminar los intercambiadores
de calor E-201 y E-202.
8.5. De acuerdo con el diagrama de flujo del proceso de hidrodesalquilación de tolueno diseñe los equipos para
una capacidad de planta de 0.5 ton /día de benceno..
171
Capítulo 8
Dimensionamiento de equipo
172
CAPÍTULO 9
ESTIMACIÓN DE COSTOS
Introducción a la Ingeniería de Procesos
9. ESTIMACIÓN DE COSTOS
En este capítulo se presentan las técnicas para estimar la inversión requerida para construir una planta de
procesamiento químico o bioquímico y el costo para operarla. En la primera parte del capítulo se mencionan los
principales rubros que componen los costos de inversión, lo cuales incluyen la construcción y compra de los
equipos; de las cimentaciones para los equipos,de los edificios de oficinas y laboratorios, los costos involucrados en
la compra e instalación de las tuberías e instrumentos, los costos de diseño e ingeniería y los costos que es
conveniente considerar para contingencias e imprevistos. Al concluir la construcción de una planta y para
comenzar su operación, es necesario contar con una cantidad de dinero necesaria para iniciar la operación, a esta
cantidad se le conoce como costos de capital de trabajo, en la sección 9.2 se especifica una manera de calcular este
capital. Posteriormente se muestran los rubros que componen los costos necesarios para operar la planta de
manera continua, llamados costos de operación, entre los cuales se incluye la mano de obra, los costos de las
materias primas, de la producción de servicios auxiliares, etc. Por último se presentan dos de las técnicas más
utilizadas para estimar los costos de inversión de plantas de procesos.
9.1. COSTOS FIJOS DE CAPITAL
Los costos fijos de capital, o costos de inversión,
representan la inversión necesaria para llevar a cabo
el diseño, la construcción y la instalación de una
planta de proceso, así como el costo de todas las
modificaciones que es necesario realizar en el sitio
donde se construirá. A su vez los costos fijos de
capital se dividen en costos directos e indirectos.
Los costos indirectos son aquellos en los cuales se
incurre independientemente de la capacidad a la
cual opera la planta, por ejemplo, gastos
administrativos, gastos de seguros o de patentes.
Los costos fijos de capital incluyen:
1.
La inversión dentro de los límites de batería,
entre los que se encuentra el costo de todos
los equipos que conforman la planta, es decir
aquellos equipos que aparecen en el
diagrama de flujo de proceso.
2. La inversión fuera de límites de batería, que
incluye las modificaciones y mejoras
necesarias para adecuar el terreno donde se
ubicará la plata, esto es la infraestructura del
sitio y los costos de los equipos que
proporcionan los servicios auxiliares a la
planta.
3. Los costos de ingeniería y construcción.
4. Los costos debidos a todo tipo de
contingencias.
Los costos directos son aquellos relacionados
directamente con la capacidad de operación de la
planta. Los estudios de mercado definen los
requerimientos en el mercado del o de los productos
que se obtienen de una planta. La planta se diseña
para que opere a una capacidad determinada de
obtención de producto, sin embargo los
requerimientos del mercado pueden ser menores a
la capacidad instalada de la planta, por lo que ésta
opera a un 50, 60, 70 o tal vez 90% de su capacidad
instalada, de acuerdo a los requerimientos del
mercado, durante un período de tiempo hasta que
los requerimientos del mercado demanden una
operación del 100 % de la capacidad instalada. Los
costos directamente relacionados con la tasa de
producción de la planta variarán al operar a distintas
capacidades; estos costos incluyen por ejemplo el
costo de las materias primas.
A continuación se especifican los rubros que incluye
cada uno de estos costos.
173
Capítulo 9
Estimación de Costos
La estimación del resto de los costos de una planta
puede realizarse en base a los costos directos
dentro de límites de batería, por ello es muy
importante hacer un estudio muy cuidadoso de los
mismos.
COSTOS DENTRO DE LÍMITES DE BATERÍA
Los costos dentro de límites de batería incluyen
los costos de procuración o compra de los equipos
incluidos en el diagrama de flujo de procesos y la
instalación de los mismos.
COSTOS FUERA DE LÍMITES DE BATERÍA
Los costos directos dentro de límites de batería
incluyen:
Los costos fuera de límites de batería incluyen los
costos adicionales en que se incurre por concepto de
preparar el sitio con la infraestructura adecuada para
colocar la planta. Estos costos incluyen:
a) El costo de todos los equipos de proceso:
recipientes, reactores, columnas, hornos,
cambiadores de calor, enfriadores, bombas,
compresores,
motores,
ventiladores,
turbinas, filtros, centrífugas, secadores, etc.,
incluyendo los costos de fabricación en
campo y las pruebas de operación, si son
necesarias.
b) Los equipos a granel, tales como tuberías,
válvulas, equipos electrónicos, instrumentos,
estructuras, aislamientos, pintura, lubricantes, solventes, catalizadores, etc.
c) La obra civil como caminos, cimentaciones,
pilotes, edificios, drenajes, diques, canales,
etc.
d) Los trabajos de instalación de todos los
equipos, tuberías e instrumentos y los
servicios de supervisión.
a) Generación de energía eléctrica para la
planta: subestaciones eléctricas, transformadores, líneas de corriente, etc.
b) Generación de potencia para la planta:
turbinas y generadores de reemplazo.
c) Torres de enfriamiento, bombas de agua de
enfriamiento, tratamiento de agua de
enfriamiento, corrientes de agua de proceso.
d) Tuberías de agua, sistema de generación de
agua desmineralizada, planta de tratamiento
de agua residual, drenajes.
e) Plantas de separación de gases, para
alimentar al proceso con los gases necesarios
como nitrógeno, gases inertes y sus líneas.
f) Secadores y sopladores para el aire de
instrumentos.
g) Tuberías puente, es decir tuberías que
conducen hasta la planta las corrientes de
alimentación, o sacan de la planta las
corrientes de productos.
h) Cisternas, carga de servicios auxiliares,
muelles, almacenes, vías de ferrocarril,
elevadores, montacargas, etc.
i) Laboratorios, equipo de análisis, oficinas,
cafetería, vestidores, cuartos de control.
j) Talleres y equipo de mantenimiento.
k) Servicios de emergencia, equipo contra
incendio, hidrantes, servicios médicos, etc.
l) Seguridad del sitio: bardas, casetas de
vigilancia, etc.
Los costos indirectos dentro de límites de
batería incluyen:
e) Costos de construcción, tales como: renta de
maquinaria de construcción, construcción
temporal de plataformas, oficinas y/o
viviendas, plantas temporales de agua y
potencia, etc.
f) Gastos de campo y servicios como cafetería
para los empleados de la construcción,
costos especiales, pago de horas extras y
pérdidas por mal tiempo.
g) Seguros de construcción.
h) Beneficios para los trabajadores de la
construcción, seguridad social, compensaciones, etc.
i) Gastos varios como: cuotas médicas, costos
legales,
impuestos
de
importación,
impuestos locales, costo de patentes, etc.
Estos costos representan entre el 10 y el 100% de los
costos dentro de límites de batería, en función del
tamaño del proyecto y del impacto sobre la
infraestructura del sitio donde se ubicará la planta.
Para proyectos químicos y petroquímicos típicos, los
174
Introducción a la Ingeniería de Procesos
costos fuera de límites de batería representan entre
el 20 y el 50 % de los costos dentro de límites de
baterías.
Si se desconocen los detalles suele
utilizarse un 40 %. Para un sitio que cuenta con la
infraestructura necesaria para plantas de este tipo,
este porcentaje puede ser menor, principalmente si
la planta se localizará en un terreno donde se cerró
una planta y puede reutilizase parte de la
infraestructura.
La mayoría de las compañías que operan una planta
no contratan permanentemente
suficientes
ingenieros para llevar a cabo todas las actividades
internas que requiere un proyecto, en la mayoría de
los casos recurren a la contratación de una firma de
ingeniería.
Los costos de ingeniería normalmente representan el
30% de la suma de los costos dentro y fuera de
límites de batería para proyectos pequeños, y 10%
de los costos dentro y fuera de límites de batería
para proyectos grandes.
COSTOS DE INGENIERÍA Y CONSTRUCCIÓN
Dentro de estos costos se incluyen los gastos de las
oficinas propias del consorcio dueño de la planta y
los gastos de contratación; se incluyen los costos de
ingeniería básica e ingeniería de detalle y otros
servicios de ingeniería requeridos para realizar el
proyecto. Entre ellos se encuentran:
COSTOS DE CONTINGENCIAS
Estos cargos incluyen los costos adicionales al
presupuesto original del proyecto; dentro de estos
costos se toman en cuenta las variaciones en la
estimación de costos. Todos los estimados de costos
tienen cierto grado de incertidumbre y el costo real
de muchos rubros no se conoce hasta el momento
en que se lleva a cabo la instalación completa en
forma adecuada.
Los costos de contingencias,
además de ayudar a corregir estos errores en la
estimación, consideran imprevistos como:
a) Ingeniería Básica, la ingeniería que
genera los diagramas de flujo de proceso
y los diagramas de tuberías e
instrumentación, el diseño preliminar de
los equipos, los estudios de mercado y las
pruebas en planta piloto.
b) Ingeniería de detalle, que incluye el
diseño detallado de los equipos de
proceso, de los sistemas de tuberías, de
los sistemas de control y de los servicios
auxiliares, ingeniería del arreglo de
planta, las contrataciones, la ingeniería
de costos, los modelos a escala, las
maquetas y la ingeniería civil.
c) Procuración (compra) de los equipos
mayores y de los equipos a granel como
tuberías, válvulas, etc.
d) Servicios de supervisión de construcción.
e) Cargos administrativos, que incluyen la
ingeniería de supervisión, la administración del proyecto, la inspección, los
viajes, los viáticos y los gastos
administrativos de la oficina del
contratante.
f) Servicios financieros
a) Realizar cambios en los objetivos
originales del proyecto.
b) Absorber cambios en los precios de los
insumos (precios del acero, del cobre, de
los catalizadores, etc.)
c) Cambios en las divisas.
d) Conflictos laborales.
e) Problemas con los subcontratistas.
f) Otros problemas inesperados.
Se considera que un cargo mínimo por contingencia
debe ser del 10% de los costos dentro y fuera de
límites de batería. Si la tecnología no ha sido
probada en otras plantas industriales, puede
considerarse hasta un 50% de los costos dentro y
fuera de límites de batería.
175
Capítulo 9
Estimación de Costos
9.2. COSTOS DE CAPITAL DE TRABAJO.
Los costos de capital de trabajo incluyen los costos
necesarios para poner en funcionamiento la planta,
hasta lograr que se estabilice su funcionamiento.
Típicamente incluye:
incluyendo
solventes,
catalizadores,
empaques, etc.; los cuales se han recibido
pero no se han pagado aún. Se estima en
aproximadamente un mes del costo de
materias primas e insumos.
6. Partes de repuesto en inventario, se estiman
en aproximadamente 1 a 2 % de los costos
dentro y fuera de límites de batería.
1. El valor de las materias primas en inventario,
se estima normalmente en dos semanas de
inventario de materias primas.
2. Valor de los productos y subproductos en
inventario, estimado como el costo de dos
semanas de producción.
3. Efectivo en caja, es necesario contar con
dinero en efectivo para la operación de la
planta, se estima en aproximadamente una
semana de los costos de producción.
4. Cuentas por cobrar, incluye el costo de los
productos embarcados cuyo costo no ha sido
cobrado, se estima en aproximadamente un
mes de los costos de producción.
5. Cuentas por pagar, incluye el costo de las
materias primas almacenadas necesarias para
asegurar una operación continua de la planta
Si se suman los puntos 1 a 5 de la lista anterior, se
obtiene que se requieren aproximadamente siete
semanas de los costos de producción, menos dos
semanas de los costos de almacenamiento.
Por
tanto el capital de trabajo varía entre el 5% del
capital de costos fijos para un solo producto, con
requerimientos de almacenamiento de producto
terminado pequeños, hasta el 30% para los procesos
que producen varios productos, con alto grado de
sofisticación en el mercado, como las fibras
sintéticas. Las plantas químicas y petroquímicas
típicas, requiere de aproximadamente 15% de los
costos dentro y fuera de límites de batería.
9.3. COSTOS DE OPERACIÓN
Los costos de operación, también llamados costos de
producción, se clasifican en costos variables y costos
fijos de producción. Los primeros varían de acuerdo
con la tasa de producción de la planta e incluyen
rubros
como
materias
primas,
servicios,
combustibles y todos aquellos materiales que se
consumen durante la operación de la planta en
función de la capacidad de operación de la misma.
Por otra parte, los costos fijos de operación son
iguales independientemente de la capacidad de
producción de la planta, entre ellos se incluyen por
ejemplo el pago de patentes, los gastos
administrativos, etc. A continuación se detallan
estos dos tipos de costos de operación.
9.3.1. COSTOS VARIABLES DE OPERACIÓN
Los costos variables de producción son
proporcionales a la tasa de producción de la planta.
Estos incluyen:
instrumentos, nitrógeno y otros servicios
comprados fuera de la planta.
3. Consumibles:
solventes
ácidos,
bases,
materiales inertes, inhibidores de corrosión,
aditivos, catalizadores y adsorbentes que
requieren ser remplazados
continua o
frecuentemente.
1. Materias primas consumidas en el proceso.
2. Servicios: combustibles para procesos de
calentamiento, generación de vapor, agua de
enfriamiento, electricidad, agua cruda, aire de
176
Introducción a la Ingeniería de Procesos
4. Empaques y materiales para embarque:
tambores, bolsas, tanques, refrigerantes, etc.
Los costos variables de producción pueden reducirse
mediante diseños y operación eficientes de la
planta.
9.3.2. COSTOS FIJOS DE OPERACIÓN
Estos costos son independientes de la tasa de
producción de la planta, aún si la planta dejara de
producir, éstos costos no se reducirían. Entre ellos
se consideran:
6. Renta del terreno y/o edificios, los costos se
estiman entre el 1 y el 2 % de la inversión
dentro y fuera de límites de batería.
7. Gastos indirectos de administración, cubren
funciones
como
recursos
humanos,
investigación y desarrollo, información
tecnológica,
finanzas,
etc.
Varían
dependiendo del sector industrial: las
refinerías tienen gastos mucho menores que
las industrias farmacéuticas. Estos gastos se
estiman normalmente como el 65 % del costo
total de mano de obra (incluyendo supervisión
y gastos directos de administración).
1. Costos de mano de obra, los cuales incluyen
los salarios de todos los operarios que trabajan
en la planta.
2. Costos de supervisión de operación, incluye
los salarios de los supervisores, normalmente
se estima en 25% de los costos de mano de
obra.
3. Costos directos de administración, se calculan
normalmente entre 40 y 60% de los costos de
mano de obra y supervisión.
8. Pago de licencias y patentes.
9. Pagos de capital. Estos incluyen el pago de
intereses debidos a las deudas o préstamos por
el uso de financiamiento.
4. Mantenimiento, incluyendo materiales y mano
de obra para realizar los trabajos de
mantenimiento dentro de la planta, se estima
entre el 3 y el 5 % de la inversión dentro de
límites de batería; las plantas con equipo móvil
o manejo de sólidos requieren un mayor
mantenimiento.
10. Costos de ventas y mercadeo.
Los costos fijos influyen significativamente en la
economía del proyecto. Algunas plantas llegan a
tener costos fijos de hasta un millón de dólares.
Dado que los costos fijos no dependen de la tasa de
producción de la planta, las plantas grandes tienen
proporcionalmente costos fijos menores que las
plantas pequeñas.
5. Impuestos y seguros, estos costos se estiman
normalmente en 1 a 2 % de la inversión dentro
de límites de batería.
9.4. ESTIMACIÓN DE COSTOS DE CAPITAL
Los estimados de costos de capital permiten conocer
la cantidad de dinero que se requiere para construir
o modificar una planta, tomando en cuenta la
capacidad de la misma.
Se requieren
específicamente para conseguir los financiamientos
necesarios para llevar a cabo los proyectos. Existen
cinco tipos de estimados de costos de capital que se
utilizan en diferentes etapas de un proyecto debido a
que requieren diferente grado de desarrollo de la
ingeniería. Aquellos estimados que requieren un
menor grado de desarrollo del proceso son más
fáciles y rápidos de realizar, tienen un menor costo,
pero presentan una mayor incertidumbre en el costo
de la planta; sin embargo, estos estimados son
necesarios para tomar decisiones como si debe
continuarse con un proyecto o si éste será desechado
177
Capítulo 9
Estimación de Costos
por falta de recursos o de financiamiento. Los
estimados de costos de capital utilizados
generalmente son los siguientes:
1.
instrumentación y dispositivos eléctricos y
electrónicos. También es necesario contar
con el diseño de los servicios auxiliares. Para
realizar los estimados preliminares es
necesario contar con el diagrama de flujo de
procesos, con el diseño de los equipos
principales, con el arreglo de planta y con los
diagramas de elevación.
Estimados de orden de magnitud, o
estimados clase 5. Los estimados de orden
de magnitud se obtienen a partir de la
información disponible sobre el costo de
plantas iguales o similares ya construidas.
Esta información debe ajustarse utilizando
factores apropiados de escalamiento para
capacidad e inflación. Para realizarlos
únicamente es necesario conocer el diagrama
de bloques y la capacidad de la planta que se
estudia, y el costo, capacidad y fecha de
construcción de una planta similar.
4. Estimados definitivos, o estimados clase
2. Este tipo de estimados se realizan cuando
se lleva a cabo el control de costos del
proyecto; para realizarlo es necesario contar
con las especificaciones de todos los equipos
principales y de los equipos de servicios
auxiliares,
la
instrumentación,
los
dispositivos eléctricos y/o electrónicos y los
arreglos de planta en el sitio. Es necesario
contar con el diagrama de flujo de proceso
definitivo, los diagramas de todos los
equipos, el arreglo de la planta, los
diagramas de elevación, los balances de la
sección de servicios auxiliares y los
diagramas preliminares de tuberías e
instrumentación.
2. Estimados de caso de estudio, o
estimados clase 4. Este tipo de estimados
también se conocen como estimados de
equipo mayor o estimados factoriales. Para
realizar estos estimados es necesario conocer
la lista de equipos principales de la planta, es
decir, reactores, bombas, compresores,
turbinas, columnas, recipientes, hornos e
intercambiadores de calor, y contar con la
dimensión aproximada de los mismos. A
partir de esta lista de equipo y de las
dimensiones aproximadas de cada equipo se
estima el costo total del equipo.
Posteriormente se utilizan factores que
varían en función del tipo de proceso para
determinar el costo total de la planta.
Para realizar este tipo de estimado es
necesario contar con el diagrama de flujo de
proceso, con la lista de equipo principal de la
planta, con el diseño preliminar de los
equipos y con el costo aproximado de los
equipos.
5. Estimados detallados, o estimados clase 1.
Estos estimados son los llamados de firma o
contrato. Para realizarlos se requiere que
esté terminada toda la ingeniería del
proceso, la ingeniería necesaria para la
adecuación del sitio y la ingeniería de
servicios auxiliares. Requiere las cotizaciones
de los fabricantes de todos los equipos. En
general este estimado se realiza cuando la
planta comienza a construirse. Para llevar a
cabo este tipo de estimados se requieren los
diagramas definitivos de proceso y de
tuberías e instrumentación, la ingeniería de
detalle de todos los equipos, los balances de
servicios auxiliares, el arreglo de planta, los
diagramas de elevación y diagramas
isométricos de tuberías y en general de todos
los diagramas requeridos para llevar a cabo la
construcción de la planta.
3. Estimados preliminares, o estimados
clase 3. Para realizar los estimados
preliminares es necesario contar con el
dimensionamiento preciso de los equipos y
con el arreglo de los mismos dentro del
terreno donde se ubicará la planta para
estimar los requerimientos de tuberías,
178
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Como se mencionó anteriormente cada uno de
los tipos de estimado de costos requiere de un
nivel distinto de desarrollo del proyecto y por
tanto tienen un rango de precisión diferente.
Los estimados detallados o clase 1 son los que
tienen un nivel mayor de precisión, pero
requieren de un mayor nivel de desarrollo del
proyecto y también mayor tiempo y esfuerzo
para la preparación del estimado.
Por el
contrario los estimados de orden de magnitud o
clase 5 se realizan rápidamente con poco
esfuerzo, con una cantidad muy pequeña de
información sobre el proyecto, pero tienen un
rango de precisión muy amplio.
En la Tabla 9.1. se muestran los cinco tipos de
estimados descritos anteriormente con el porcentaje
de definición del proyecto que requiere cada uno,
con respecto a la definición completa del proyecto
(100%); el propósito para el cual se desarrolla cada
tipo de estimado en un proyecto de construcción de
una planta; el rango de precisión esperado de cada
estimado, relativo al mejor estimado (el estimado
clase 1), y el costo requerido para desarrollar cada
uno de los estimados, relativos al que tiene un
menor costo (estimado clase 5).
Tabla 9.1. Clasificación de los Estimados de Costos.
Clase de
estimado
Nivel de
definición del
proyecto (%)
Propósito
del
Estimado
Rango de
precisión
(Referido al
Estimado
clase 1)
Costo de la
preparación del
estimado
(Referido al
Estimado clase 5)
5
0a2
Investigar factibilidad
4 a 20
1
4
1 a 15
Estudio factibilidad
3 a 12
2a4
3
10 a 40
Autorización
2a6
3 a 10
2
30 a 70
Control de gastos
1a3
5 a 20
1
50 a 100
Compras y construcción.
1
10 a 100
Debido a que el rango de precisión de los distintos
tipos de estimados se encuentra referido al rango de
precisión del estimado clase 1, es necesario conocer
la precisión de los estimados clase 1; éste varía de + 6
% a -4 %; lo cual significa que el valor real de la
planta se encontrará entre + 6% y – 4% del valor
encontrado con el estimado clase 1.
costo requerido para la realización de los estimados
clase 5, debido a que en la Tabla 9.1 los costos están
referidos a los estimados clase 5.El costo de elaborar
un estimado clase 5 para una planta química varía en
un rango entre 0.015 % y 0.3 % del costo total del
costo de instalación de la planta. De acuerdo con la
Tabla 9.1 el costo de elaborar un estimado clase 4
será de 2 a 4 veces del costo del estimado clase 5. En
los siguientes ejemplos se detalla el uso de la Tabla
9.1.
De la misma forma para conocer el costo de la
preparación de un estimado es necesario conocer el
179
Capítulo 9
Estimación de Costos
EJEMPLO 9.1.
Se ha estimado que el costo de una planta química es de $20 millones de pesos por medio de un estimado clase 4.
De ser construida la planta, ¿en qué rango esperaría que variara el costo de dicha planta?
Solución:
De acuerdo con la Tabla 9.1 el rango de precisión de los estimados clase 4 se encuentra entre 3 y 12 veces el rango
de precisión del estimado clase 1. De acuerdo con el párrafo anterior el rango de precisión de los estimados clase
1 varía entre + 6% y - 4 %. Con estos datos es posible evaluar los rangos mayor y menor entre los cuales se
encontrará el costo de la planta:
Rango menor de costo esperado:
Costo mayor de la planta: ($ 20.0 x 106) [1 + (0.06) (3)] = $ 23.6 x 106
Costo menor de la planta: ($ 20.0 x 106) [1 - (0.04) (3)] = $ 17.6 x 106
Rango mayor de costo esperado:
Costo mayor de la planta: ($ 20.0 x 106) [1 + (0.06) (12)] = $ 34.4 x 106
Costo menor de la planta: ($ 20.0 x 106) [1 - (0.04) (12)] = $ 10.4 x 106
El rango dentro del cual se encontrará el costo verdadero de la planta variará entre los rangos mayor y menor
obtenidos dependiendo del esfuerzo (tiempo y costo) utilizado para realizar el estimado, y del avance de la
ingeniería del proyecto. Si se realiza un esfuerzo considerablemente alto y hay una buena definición de la
ingeniería del proyecto, el costo de la planta variará entre $ 23.6 x 106 y $ 17.6 x 106. Si por el contrario para
realizar el estimado se cuenta con recursos escasos y con un bajo desarrollo de la ingeniería, el costo variará entre
$ 34.4 x 106 y $ 10.4 x 106.
Con mucha frecuencia el estimado del costo de una planta es menor al costo real de la misma debido a que no se
consideran todos los equipos que requieren tanto el proceso como los servicios auxiliares.
EJEMPLO 9.2.
Compare el precio de realizar un estimado de costos de orden de magnitud con el costo de realizar un estimado
detallado, para una planta cuyo costo de construcción es de $ 5.0 x 107.
Solución:
El precio de un estimado de costos de orden de magnitud se encuentra en un rango entre 0.015% y 0.3% del costo
final de la planta, de acuerdo con los datos mencionados anteriormente:
Dado que el costo de elaborar un estimado clase 5 varía entre 0.3 y 0.015 % del valor total de la planta, el costo
del estimado clase 5 se encuentra entre:
180
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Mayor valor esperado: $ 5.0 𝑥 107 0.003 = $ 1.5 𝑥 105
Menor valor esperado: $ 5.0 𝑥 107 0.00015 = $ 7.50 𝑥 103
El precio de un estimado detallado se encuentra en un rango de 10 a 100 veces el costo de un estimado de orden
de magnitud.
El rango para el precio más bajo (10 %):
Costo máximo: $ 5.0 𝑥 107 0.03 = $ 15 𝑥 105
Costo mínimo: $ 5.0 𝑥 107 0.0015 = $ 7.5 𝑥 104
El rango para el precio más alto (100 %):
Costo máximo: $ 5.0 𝑥 107 0.3 = $ 15 𝑥 106
Costo mínimo: $ 5.0 𝑥 107 0.015 = $ 7.5 𝑥 105
Realizar un estimado detallado con poca información de ingeniería costará entre $ 15 x 105 y $ 75 x 104.. Por otro
lado si se realiza un estimado con la ingeniería ya concluida éste tendrá un costo entre $ 15 x 106 y $ 75 x 105..
A lo largo de las distintas etapas de un proyecto se
realizan diferentes tipos de estimado, en función de
los requerimientos de cada una de ellas. Durante la
etapa inicial del proyecto, en la cual se selecciona
un proceso de entre varios y se determina su
viabilidad técnica y económica, se desarrollan
estimados de costos de orden de magnitud de varios
procesos distintos para ayudar en la selección del
mismo. Estimados preliminares o definitivos se
llevan a cabo para los mejores procesos
seleccionados y con el objeto de desarrollar el
estudio de factibilidad de cada uno. Los estimados
detallados se realizan únicamente para la mejor
alternativa de proceso con la finalidad de tomar la
decisión final sobre si se construirá o no la planta.
9.4.1. ESTIMADOS DE ORDEN DE MAGNITUD
Durante la etapa en la cual no se ha realizado la
ingeniería del proyecto se puede calcular la
inversión fija dentro de un orden de magnitud,
utilizando la inversión fija de una planta similar a la
proyectada, pero de capacidad diferente. Lo más
conveniente es obtener la inversión fija de una
planta que elabore el mismo producto, de
preferencia recientemente construida y si es posible
de una capacidad menor o similar. En caso de no
conseguirse esta información se puede obtener el
costo de inversión de alguna planta similar en
cuanto al proceso o al producto.
requieren de ajustes para obtener la estimación de la
inversión en el tiempo y la capacidad requeridos.
La inversión aproximada de la planta de acuerdo a
su capacidad, puede calcularse
mediante la
siguiente ecuación:
Q 
I 2  I1  2 
 Q1 
m
9.1
Donde: I2 = Inversión para la planta en proyecto
I1 = Inversión de la planta construida
Q2 = Capacidad de planta en proyecto
Q1 = Capacidad de la planta construida
Las inversiones para los procesos se encuentran
publicadas o se evalúan típicamente en función de
una capacidad y un tiempo bases. Ambos aspectos
181
Capítulo 9
Estimación de Costos
m = exponente característico de cada
tecnología, para las plantas químicas
puede
utilizarse 0.6.
Existen diferentes índices de inflación que se
publican periódicamente, entre ellos se encuentra el
índice de construcción de plantas, publicado por la
revista Chemical Engineering. Algunos de estos
índices se muestra en la Tabla 9.2, éstos índices se
calculan en base a la inflación reportada para los
principales rubros de costos que intervienen en los
procesos químicos. Los conceptos y porcentajes con
los que se calculan los índices de inflación se
muestran en la Tabla 9.3
Para actualizar la inversión es necesario considerar
la inflación mediante los índices de inflación
anuales de acuerdo a la siguiente ecuación:
𝐼𝑡1 = 𝐼𝑡2
𝐼𝑛𝑑𝑖𝑐𝑒 2
𝐼𝑛𝑑𝑖𝑐𝑒 1
9.2
Donde:
I t2 = Inversión en el tiempo t = 2
En la mayoría de los casos los costos de las plantas se
obtienen en dólares norteamericanos por lo que es
necesario convertirlos a pesos mexicanos, en la
Tabla 9.4 se muestra la paridad del dólar con
respecto al peso mexicano para el período
comprendido entre 1980 y 2010.
I t1 = Inversión en el tiempo t = 1
Índice 2 = Índice de inflación en el año t = 2 (año
actual)
Índice 1 = Índice de inflación en el año t = 1 (año en
que se construyó la planta)
Tabla 9.2. Valores de los índices de inflación para la construcción de plantas de la Revista Chemical Engineering.
Año
Índice
Año
Índice
1957-59
100.0
1992
358.2
1966
107.2
1993
359.2
1968
113.7
1994
368.1
1970
125.7
1995
381.1
1975
182.4
1996
381.7
1976
192.1
1997
386.5
1977
204.1
1998
389.5
1978
218.8
1999
390.6
1979
238.7
2000
394.1
1980
261.2
2001
394.3
1981
297.0
2002
395.6
1982
314.0
2003
402.0
182
Introducción a la Ingeniería de Procesos
1983
316.9
2004
444.2
1984
322.7
2005
468.2
1985
325.3
2006
499.6
1986
318.4
2004
444.2
1987
323.8
2005
468.2
1988
342.5
2006
499.6
1990
355.4
2007
525.4
1990
357.6
2008
575.4
1991
361.3
2009
Tabla 9.3. Conceptos en los que se basa la obtención de los índices de inflación del Chemical Engineering.
Concepto
Porcentaje
Equipo y maquinaria
61 %
Mano de obra para construcción
22 %
Edificios
7%
Ingeniería y Supervisión
10 %
EJEMPLO 9.3.
Se desea obtener un estimado de orden de magnitud para la construcción de una planta de urea de 1500 ton/día.
Se encontró en la literatura que una planta de urea, que utiliza el mismo proceso seleccionado, con una
capacidad de 700 ton/día costó en el año 1995 un total de $ 650 millones de dólares. ¿En cuánto estimaría el costo
de la planta en 2008, en pesos mexicanos?
Solución:
Corrigiendo el costo por capacidad:
𝐼2 = 𝐼1
𝑄2 0.6
1500 𝑡𝑜𝑛/𝑑í𝑎 0.6
= $ 650 𝑥 106
= $ 1,026.85 𝑥 106
𝑄1
700 𝑡𝑜𝑛/𝑑í𝑎
Corrigiendo por inflación:
𝐼𝑡=2 = 𝐼𝑡=1
𝐼𝑛𝑑𝑖𝑐𝑒𝑡=2
575.4
= $ 1,026.85 𝑥 106
= $1,550.4 𝑥 106
𝐼𝑛𝑑𝑖𝑐𝑒𝑡=1
381.1
183
Capítulo 9
Estimación de Costos
El costo obtenido se encuentra en dólares norteamericanos, el equivalente en pesos mexicano de 2008 es:
$𝑀𝑋
$𝑈𝑆𝐷 1,550.4 𝑥106
11.12 $ 𝑈𝑆𝐷 = $ 1.7255𝑥1010
9.4.2. ESTIMADOS DE CASO DE ESTUDIO
Para llevar a cabo este tipo de estimados es
necesario calcular el costo de cada uno de los
equipos principales de la planta, con base en un
dimensionamiento de los mismos por métodos
cortos. Posteriormente el costo de los equipos se
multiplica por factores que dependen del tipo de
material que se maneja en la planta, esto es, fluido,
sólido o ambos.
A continuación se presentan dos métodos para
calcular el estimado del costo de inversión de una
planta, el método de Factores de Lang y el método
de los factores.
Tabla 9.4. Histórico mensual y anual del tipo de cambio del peso mexicano con respecto al dólar norteamericano.
Periodo
Enero
Febrero
Marzo
Abril
Mayo
Junio
Julio
Agosto
1980
1981
1982
1983
1984
1985
1986
1987
1988
1989
1990
1991
1992
1993
1994
1995
1996
1997
1998
1999
2000
2001
2002
2003
2004
2005
2006
2007
2008
2009
2010
2011
0.0228
0.0233
0.0264
0.0966
0.1460
0.1953
0.3858
0.9508
2.2124
2.2954
2.6604
2.9532
3.0685
3.1100
3.1075
5.5133
7.5048
7.8299
8.1798
10.1104
9.4793
9.7701
9.1614
10.5762
10.9308
11.2556
10.5679
10.9344
10.9171
13.8492
12.8070
12.1258
0.0228
0.0235
0.0322
0.1024
0.1499
0.2003
0.4180
1.0170
2.2479
2.3249
2.6900
2.9650
3.0636
3.0989
3.1115
5.6854
7.5042
7.7926
8.4932
10.0150
9.4456
9.7027
9.1062
10.9216
11.0128
11.1502
10.4813
10.9880
10.7794
14.5180
12.9624
12.0703
0.0228
0.0236
0.0455
0.1062
0.1538
0.2058
0.4565
1.0877
2.2809
2.3547
2.7195
2.9769
3.0664
3.1083
3.2841
6.7019
7.5736
7.9628
8.5689
9.7694
9.2959
9.6182
9.0809
10.9427
10.9984
11.1326
10.7061
11.1250
10.7346
14.7393
12.6138
0.0228
0.0239
0.0457
0.1102
0.1578
0.2122
0.4873
1.1569
2.2810
2.3851
2.7502
2.9890
3.0680
3.0955
3.3536
6.2996
7.4713
7.9037
8.4996
9.4461
9.3748
9.3508
9.1317
10.6324
11.2535
11.1262
11.0206
10.9924
10.5295
13.4890
12.2420
0.0229
0.0241
0.0465
0.1142
0.1617
0.2186
0.5175
1.2306
2.2810
2.4155
2.7804
3.0012
3.0980
3.1227
3.3120
5.9627
7.4345
7.9057
8.5612
9.3623
9.5081
9.1467
9.4899
10.2506
11.5119
10.9920
11.0758
10.8301
10.4542
13.2167
12.6826
0.0229
0.0243
0.0473
0.1181
0.1657
0.2250
0.5537
1.3113
2.2810
2.4459
2.8074
3.0134
3.1185
3.1213
3.3607
6.2232
7.5425
7.9465
8.8948
9.5418
9.7978
9.0957
9.7378
10.4953
11.3790
10.8340
11.3864
10.8338
10.3305
13.3439
12.7234
0.0230
0.0245
0.0482
0.1221
0.1697
0.2418
0.5989
1.3844
2.2810
2.4765
2.8317
3.0256
3.1165
3.1236
3.4009
6.1394
7.6229
7.8857
8.9040
9.3671
9.4688
9.1560
9.7978
10.4434
11.4735
10.6931
11.0268
10.7963
10.2390
13.3619
12.8341
0.0230
0.0247
0.0695
0.1261
0.1737
0.2853
0.6608
1.4542
2.2810
2.5074
2.8565
3.0380
3.0913
3.1126
3.3821
6.1909
7.5141
7.7843
9.2596
9.3981
9.2846
9.1272
9.8258
10.7327
11.3957
10.6703
10.8739
11.0363
10.0906
13.0015
12.7261
Datos del Banco de México
184
Septiembre
0.0230
0.0250
0.0700
0.1301
0.1777
0.2972
0.7202
1.5291
2.2810
2.5380
2.8810
3.0502
3.0862
3.1127
3.3998
6.3025
7.5447
7.7792
10.2154
9.3403
9.3319
9.3841
10.0425
10.9255
11.4858
10.7791
10.9722
11.0450
10.5744
13.3987
12.8610
Octubre
0.0230
0.0253
0.0700
0.1341
0.1816
0.3120
0.7761
1.6053
2.2810
2.5685
2.9054
3.0624
3.1185
3.1142
3.4158
6.6911
7.6851
7.8114
10.1523
9.5403
9.5182
9.3685
10.0961
11.1704
11.3864
10.8312
10.9201
10.8418
12.4738
13.2626
12.4535
Noviembre
0.0231
0.0256
0.0700
0.1380
0.1856
0.3289
0.8306
1.6979
2.2810
2.5991
2.9278
3.0698
3.1198
3.1553
3.4426
7.6584
7.9189
8.2837
9.9874
9.4205
9.5179
9.2223
10.2032
11.1145
11.3938
10.6903
10.8948
10.8658
13.0609
13.1305
12.3251
Diciembre
0.0232
0.0260
0.0805
0.1420
0.1900
0.3549
0.8898
2.0074
2.2810
2.6298
2.9409
3.0700
3.1182
3.1077
3.9308
7.6597
7.8767
8.1360
9.9117
9.4151
9.4439
9.1672
10.1982
11.2629
11.2100
10.6201
10.8650
10.8494
13.3726
12.8504
12.4011
PROMEDIO
0.0229
0.0245
0.0543
0.1200
0.1678
0.2564
0.6079
1.3694
2.2725
2.4617
2.8126
3.0179
3.0945
3.1152
3.3751
6.4190
7.5994
7.9185
9.1357
9.5605
9.4556
9.3425
9.6560
10.7890
11.2860
10.8979
10.8992
10.9282
11.1297
13.5135
12.6360
12.0981
Introducción a la Ingeniería de Procesos
9.4.2.1. MÉTODO DE FACTORES DE LANG
Este método fue propuesto en 1948 por Lang para
calcular los costos fijos de capital dentro de límites
de batería como una función de los costos de los
equipos principales de procesos químicos mediante
la siguiente ecuación:
𝐶=𝐹
𝐶𝑒
Ce = Costo de los equipos de la planta: reactores,
tanques, columnas, intercambiadores, hornos, etc.
F = Factor de instalación o factor de Lang:
Los factores de Lang de acuerdo al tipo de proceso
son los siguientes:
9.3
F = 3.10 para plantas que procesan sólidos
F = 4.74 para plantas que procesan fluidos
F = 3.63 para plantas que proceso fluidos y
C = Costo total de capital dentro de límites de
batería
sólidos
9.4.2.2. MÉTODO DE FACTORES
𝑖=𝑀
Este método se basa en estimar el costo de la planta
de acuerdo con el tipo de material de construcción
de los equipos y después aplicar una serie de factores
que incluyen la instalación de los equipos
principales, y los costos e instalación de: tuberías,
instrumentos, componentes eléctricos, obra civil,
estructuras de soporte para los equipos, edificios,
recubrimientos, aislantes y pinturas. Para calcular el
costo total de capital con este método se utilizan las
siguientes ecuaciones:
1.
𝐶𝑒 =
𝑖=1
𝑖=𝑀
𝐶𝑒,𝑖,𝐴𝐶
𝑖=1
1 + 𝑓𝑝 𝑓𝑚
9.5
+ 𝑓𝑒𝑟 + 𝑓𝑒𝑙 + 𝑓𝑖 + 𝑓𝑐 + 𝑓𝑠 + 𝑓𝑙
Donde:
Ce = Costo dentro de límites de batería
𝐶𝑒,𝑖,𝐴𝐶 = Costo del equipo en acero al carbón
𝐶𝑒,𝑖,𝐴 = Costo del equipo en la aleación de
construcción
M = Número total de equipos
Fp = factor de costo e instalación de tubería
Fer = factor de instalación del equipo
Fel = factor de costo e instalación de componentes
eléctricos
Fi = factor de costo e instalación de equipo de
instrumentación y control
Fc = factor de costo de obra de ingeniería civil
Fs = factor de costo y construcción de estructuras y
edificios
Fl = factor de
instalación de recubrimientos,
aislamientos y pinturas.
Si se tienen los costos de los equipos en
acero al carbón, pero el material de
construcción necesario no es acero al carbón,
es necesario multiplicar el costo por el factor
de material (fm), ver Anexo B y Tabla 9.6:
𝐶𝑒 =
𝐶𝑒,𝑖,𝐴 1 + 𝑓𝑝
9.4
+ 𝑓𝑒𝑟 + 𝑓𝑒𝑙 + 𝑓𝑖 + 𝑓𝑐 + 𝑓𝑠 + 𝑓𝑙
2. Si se tienen los costos del equipo en la
aleación de construcción, no es necesario
utilizar el factor de material (fm), por lo cual
éste factor no se incluye en la ecuación:
Los diferentes factores incluidos en las ecuaciones
anteriores se muestran en la Tabla 9.5, dependiendo
del tipo de material que se maneje en el proceso.
185
Capítulo 9
Estimación de Costos
Tabla 9.5. Factores para obtener el costo de inversión por medio del Método de Factores
Tipo de proceso
Fluido
Fluido-Sólido
Sólido
Equipo mayor (costo)
Ce
Ce
Ce
Fer (instalación)
0.3
0.50
0.60
Fp (tubería)
0.8
0.60
0.20
Fi (instrumentación y control)
0.3
0.30
0.20
Fel (eléctricos)
0.2
0.20
0.15
Fc (civil)
0.3
0.30
0.20
Fs (estructuras y edificios)
0.2
0.20
0.10
Fl (revestimientos y pinturas)
0.1
0.10
0.05
CDLB=Costos dentro Límites de
Baterías = ∑Ce * x
3.3
3.20
2.50
CFLB = Costos fuera de Límites de
Batería = CDLB * x
0.3
0.40
0.40
CDI = Costos de Diseño e Ingeniería =
(CDLB+CFLB) * x
0.3
0.25
0.20
X = Contingencias = (CDLB+CFLB) * x
0.1
0.10
0.10
CFT = C x
1.82
1.89
1.82
Cft = Ce x
6.0
6.05
4.55
El factor de material (fm) depende del tipo de
material de cada uno de los equipos, para
seleccionar este factor se utilizan los datos
mostrados en la Tabla 9.6. Por otra parte, para
seleccionar el material del cual deben construirse los
equipos se han realizado tablas que muestran el
comportamiento y la capacidad de los diferentes
materiales a permanecer en contacto con los
diferentes fluidos de proceso; en el Anexo B se
muestran los principales materiales de construcción
de los equipos y las sustancias que puede manejar
cada uno de ellos.
El factor de material (fm)es la relación entre el costo
del equipo en la aleación de construcción y el costo
del equipo construido en Acero al Carbón de
acuerdo con la siguiente ecuación:
𝑓𝑚 =
𝑐𝑜𝑠𝑡𝑜𝑑𝑒𝑙𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜𝑒𝑛𝑎𝑙𝑒𝑎𝑐𝑖ó𝑛
𝑐𝑜𝑠𝑡𝑜𝑑𝑒𝑙𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜𝑒𝑛𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜𝑎𝑙𝑐𝑎𝑟𝑏ó𝑛
9.6
Después de haber calculado el costo de todos los
equipos de proceso, se calculan los costos dentro de
límites de batería CDLB utilizando los factores de
instalación, tuberías, instrumentos, etc., mostrados
186
Introducción a la Ingeniería de Procesos
𝐶𝑒,𝑖 = 𝑎 + 𝑏𝑆 𝑛
en la Tabla 9.5. Utilizando los costos dentro de
límites de batería se calculan los costos fuera de
límites de batería CFLB, los costos de Diseño e
Ingeniería CDI, y los costos debidos a contingencias
CX, de acuerdo con los factores incluidos en la Tabla
9.5.
9.7
Donde: Ce = Costo del equipo en acero al carbón
a y b = coeficientes obtenidos de la Tabla
9.7
S = Tamaño del equipo en las unidades
descritas en la Tabla 9.7
n = exponente del tipo de equipo.
El costo de cada uno de los equipos de la planta se
puede obtener mediante la siguiente ecuación:
Tabla 9.6. Factores de material
Material
fm
Acero al carbón
1.00
Aluminio – Bronce
1.07
Acero fundido
1.10
Acero inoxidable 304
1.30
Acero inoxidable 316
1.30
Acero inoxidable 321
1.50
Hastelloy C
1.55
Monel (Ni-Mo)
1.65
Nickel, Inconel
1.70
Resumiendo: Para calcular el capital de inversión de
una planta o el costo de llevar a cabo una
adecuación de la misma, se siguen los siguientes
pasos:
3. El costo de los equipos que se construirán en
aleaciones especiales, (diferentes al acero al
carbón) se corrigen de acuerdo con el factor
de materiales mostrado anteriormente.
4. Se suma del costo de todos los equipos
dentro de límites de batería y se aplican los
factores de construcción e instalación
mostrados en la Tabla 9.5. para obtener los
costos dentro de límites de batería.
5. Utilizando el costo dentro de límites de
batería se calculan los costos fuera de límites
de batería, los costos de diseño e ingeniería y
los costos de contingencias.
6. Se suman los costos dentro y fuera de límites
de batería, los costos de diseño e ingeniería y
los costos de contingencias, para obtener los
costos fijos totales.
1.
Con base en el diseño preliminar de los
equipos y habiendo definido los materiales
de construcción requeridos.
2. Se calcula el costo de cada uno de los
equipos que se consideren dentro de límites
de batería utilizando la Tabla 9.7. Con esta
tabla se puede calcular el costo de la mayoría
de los equipos principales de una planta de
proceso químico o bioquímico construidos
en Acero al Carbón, con algunas excepciones
mostradas en la tabla.
187
Capítulo 9
Estimación de Costos
Tabla 9.7. Costo de equipos en función de su capacidad. Todos los costos se encuentran en dólares norteamericanos de
enero de 2006 (índice del Chemical Engineering = 478.6)
Equipo
Tamaño y
Tamaño
Tamaño
a
b
n
Nota
unidades
mínimo
máximo
Agitadores y mezcladores
De propela
Potencia del
motor (kW)
5.0
75.0
4,300.0
1,920.0
0.8
En espiral
Potencia del
motor (kW)
5.0
35.0
11,000.0
420.0
1.5
Estáticos
Capacidad (l/s)
1.0
30.0
780.0
62.0
0.8
Bombas y motores
Centrífuga de un solo
paso
Flujo (l/s)
0.2
500.0
3,300.0
48.0
1.2
Motor a prueba de
explosión
Potencia (kW)
1.0
2,500.0
920.0
600.0
0.7
Turbina con
condensador
Potencia (kW)
100.0
20,000.0
-19,000.0
820.0
0.8
Calderas
Empacadas 15 a 40
bares
Vapor (kg/h)
5,000.0
200,000
4,600.0
62.0
0.8
Verticales de campo
Vapor (kg/h)
20,000.0
800,000
-90,000.0
93.0
0.8
Centrífugas
Disco de alta
velocidad
Diámetro (m)
0.26
0.49
63,000.0
260,000.0
0.8
De canasta
suspendida
Potencia (kW)
2.0
20.0
37,000.0
1,200.0
1.2
Compresores
Sopladores
Capacidad
3
(m /h)
200.0
5,000.0
4,200.0
27.0
0.8
Centrífugos
Potencia del
motor (kW)
132.0
29,000.0
8,400.0
3,100.0
0.6
Reciprocantes
Potencia del
motor (kW)
100.0
16,000.0
240,000.0
1.33
1.5
188
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Columnas de destilación
Ver recipientes a presión, empaques y platos
Cristalizadores
De superficie rugosa
Longitud (m)
7.0
280.0
41,000.0
40,000.0
0.7
Empaques
Anillos rashing AI304
Volumen (m )
3
---
---
0.0
3,700.0
1.0
Cerámicos
Volumen (m )
3
---
---
0.0
930.0
1.0
Anillos Pall AI-304
Volumen (m )
3
---
---
0.0
4,000.0
1.0
Estructura PVC
Volumen (m )
3
---
---
0.0
250.0
1.0
Estructura AI-304
Volumen (m )
3
---
---
0.0
3,200.0
1.0
Evaporadores
De tubos verticales
Área (m )
2
11.0
640.0
17,000.0
13,500.0
0.6
De película
Área (m )
2
0.5
12.0
29,000.0
53,500.0
0.6
0.4
1.4
76,000.0
54,000.0
0.5
10.0
180.0
-45,000.0
56,000.0
0.3
Filtros
De placa
Tambor a vacío
3
Capacidad (m )
2
Área (m )
Hornos
Cilíndrico
Carga (MW)
0.2
60.0
53,000.0
69,000.0
0.8
De caja
Carga (MW)
30.0
120.0
7,000.0
71,000.0
0.8
Intercambiadores de calor
Coraza y tubos en U
Área (m )
2
10.0
1000.0
10,000.0
88.0
1.0
Coraza y tubos con
cabezal flotante
Área (m )
2
10.0
1000.0
11,000.0
115.0
1.0
Doble tubo
Área (m )
2
1.0
80.0
500.0
1,100.0
1.0
Rehervidor
Área (m )
2
10.0
500.0
13,000.0
95.0
1.0
Tipo Kettle con tubos
en U
Área (m )
2
10.0
500.0
14,000.0
83.0
1.0
189
4
Capítulo 9
De placa
Estimación de Costos
2
Área (m )
1.0
180.0
1,100.0
850.0
0.4
3
Platos
Perforados
Diámetro (m)
0.5
5.0
100.0
120.0
2.0
6
De válvulas
Diámetro (m)
0.5
5.0
130.0
146.0
2.0
6
Con capucha
Diámetro (m)
0.5
5.0
200.0
240.0
2.0
6
Reactores
Enchaquetado con
agitación
Volumen (m )
3
0.5
100.0
14,000.0
15,400.0
0.7
Enchaquetado,
agitado con mirilla
Volumen (m )
3
0.5
25.0
13,000.0
34,000.0
0.5
Recipientes
De techo flotante
Capacidad (m )
3
100.0
10,000.0
53,000.0
2,400.0
0.6
De techo cónico
Capacidad (m )
3
10.0
4,000.0
5,700.0
700.0
0.7
Recipientes a Presión
Vertical en A al C
Masa del
cuerpo (kg)
150.0
69,200.0
-400.0
230.0
0.6
Horizontal en A al C
Masa del
cuerpo (kg)
250.0
69,200.0
-2,500.0
200.0
0.6
Vertical en AI-304
Masa del
cuerpo (kg)
90.0
124,200.0
-10,000.0
600.0
0.6
Horizontal en AI-304
Masa del
cuerpo (kg)
170.0
114,000.
-15,000.0
560.0
0.6
5
5
Secadores
Rotatorios de
contacto
Área (m )
2
11.0
180.0
-7,400.0
4,350.0
0.9
1
De charola
Área (m )
2
1.5
15.0
-5,300.0
24,000.0
0.5
2
De rociado
Tasa de
evaporación
(kg/h)
400.0
4,000.0
190.000.0
180.0
0.9
61,000.0
650.0
0.9
Servicios Auxiliares
Torre en- friamiento
Flujo (l/h)
100.0
190
10,000.0
7
Introducción a la Ingeniería de Procesos
y bombas
Refrigeran-te
mecánico empacado
Capacidad de
evaporación
(kW)
Planta de agua
desionizada
Flujo (m /h)
3
50.0
1,500.0
4,900.0
720.0
0.9
1.0
50.0
6,200.0
4,300.0
0.7
Transportadores
De cinta (ancho
0.5 m)
Longitud (m)
10.0
500.0
21,000.0
340.0
1.0
De cinta (ancho
1.0 m)
Longitud (m)
10.0
500.0
23,000.0
575.0
1.0
De cubo (0.5 m)
Altura (m)
10.0
35.0
14,000.0
1,450.0
1.0
Trituradores
Molino o martillo
Capacidad
(ton/h)
20.0
400.0
400.0
9,900.0
0.5
Pulverizador
Capacidad
(kg/h)
200.0
4,000.0
3,000.0
390.0
0.5
Notas:
1. Calentador a fuego directo.
2. Con quemador de gas.
3. Acero inoxidable tipo 304.
4. Con área volumétrica de 350 m2/m3.
5. No incluye internos.
6. Costo por plato.
7. Armado en campo.
EJEMPLO 9.4.
Se piensa construir una sección de recuperación de producto en una planta de polímeros y se desea conocer el
costo aproximado de esta ampliación. Se ha realizado el diagrama de flujo de proceso de la sección y se han
diseñado los equipos principales por medio de métodos cortos de diseño. Los siguientes equipos tendrán que
adicionarse:
1.
2.
3.
4.
5.
6.
Una columna de destilación con las siguientes características: altura: 30 m, diámetro: 3 m, número de
platos: 50, presión de operación: 10 bar y T=260°C
Dos intercambiadores de calor con tubos en U, con un área 60 m2.
Un rehervidor tipo Kettle, con un área de 110 m2.
Un recipiente horizontal con un volumen de 3 m3 y una presión de operación de 10 bar.
Un tanque de almacenamiento con un volumen 50 m3.
Dos bombas centrífugas, que manejarán un flujo de 3.6 m3/h, con una potencia 500 W.
191
Capítulo 9
Estimación de Costos
7. Tres bombas centrífugas, que manejarán un flujo de 2.5 m3/h, con una potencia 1 W. (2 instaladas y una
de repuesto).
Todos los equipos se requieren en Acero inoxidable grado 304.
a) Estimar los costos de capital dentro de límites de batería por el método factorial.
b) Estimar los costos fijos totales.
Solución:
A.
1.
Estimación del costo de los equipos: Utilizando la Tabla 9.7 se calcula el costo de cada uno de los equipos.
El costo de la columna de destilación se puede calcular como el costo de un recipiente a presión más el
costo de los internos. De acuerdo con la Tabla 9.7, el costo de un recipiente vertical a presión se obtiene
a partir de la masa del mismo; de acuerdo con los datos se conocen el diámetro y la altura del cilindro,
para calcular el peso es necesario conocer también el espesor; éste se calcula mediante la siguiente
ecuación:
𝑃𝑖 𝐷𝑖
𝑡𝑤 =
2𝑆𝐸 − 𝑃𝑖
Donde:
𝑃𝑖 𝑃
𝑖= Presión interna
𝐷
𝐷
=
Diámetro
interno
𝑖
𝑖
S = Máximo esfuerzo permisible del material
E = Eficiencia de las soldaduras = 1.0 si está totalmente radiografiado, 0.8 si está
radiografiado por partes y 0.7 si no está radiografiado.
La presión de diseño debe ser 10% mayor que la presión de operación:
Pop = 10.0 bar, Pdis= 11.0 bar = 1.1 x 106 N/m2.
El esfuerzo máximo permisible se puede obtener de la Tabla 9.8:
Interpolando
S @ 260°C y AI 304: S = 16 ksi = 110.32 N/mm2.
Asumiendo que la eficiencia (E) de soldadura es = 1.0:
N
tw=
1.1x106 m2 3 m
2
N
110.32x106 m2
N
1.0 -1.1x106 m2
= 0.01503m ≈ 15 mm
Ahora se puede calcular la masa del cuerpo, usando la densidad del acero inoxidable 304, de acuerdo con
los datos de Tabla 9.9:ρ = 8000 kg/m3.
masa= πDi Lt w ρ= π 3 m 30 m 0.015 m 8000 kg/m3 =33929.2 kg
Costo del recipiente de la torre en AI-304, de acuerdo con los factores de la Tabla 9.7.:
Ce =a+bS n = -10000+600 33929.2 0.6 =303686.2
2. Costo de cada plato en AI-304:
Ce =a+bS n = 100+120 3.0 2 =1,180
192
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Costo por 50 platos: $ 59,000
3. Para el recipiente horizontal a presión, es necesario convertir el volumen del mismo en longitud y
diámetro. Suponiendo una relación longitud/diámetro igual a 2.0 (L/D = 2), se puede calcular, del mismo
modo que para la torre, un espesor aproximado de 8 mm y una masa de 636.5 kg.
De acuerdo con la Tabla 9.7 el costo del recipiente horizontal es:
Ce =a+bS n = -15000+560 636.5 0.6 =11,944.3
Para el resto de los equipos se obtienen los costos en acero al carbón de acuerdo con la tabla 9.7:
4. Costo del intercambiador de calor con tubos en U:
Ce =a+bSn = 10000+88 60
=15,280
Ce =a+bSn = 14000+83 110
=23,130
5. Costo del rehervidor:
6. Costo del tanque de almacenamiento con cabeza cónica:
Ce =a+bS n = 5700+700 50 0.7 =16,524
7. Costo de dos bombas centrífugas con capacidad de flujo de: 3.6 m3/h = 1.0 l/s:
Ce =a+bSn = 3300+48 1.0 1.2 =3,348
Por dos bombas: $ 6,696
Motor eléctrico para bomba:
Ce =a+bS n = 920+600 0.5 0.7 =1,289
Costo por dos motores: $ 2,578
8. Costo de tres bombas centrífugas con capacidad de flujo de 2.5 m3/h = 0.694 l/s
Ce =a+bSn = 3300+48 0.694 1.2 =3,300
Costo de dos bombas: $ 6,600
Costo de motor eléctrico:
Ce =a+bS n = 920+600 0.001 0.7 =925
Costo de tres motores: $ 2,775
9. De acuerdo con la ecuación de costos de equipo obtenidos en Acero al carbón:
193
Capítulo 9
Estimación de Costos
i=M
C=
Ce,i,AC 1+fp fm+ fer + fel + fi + fc + fs + fl
i=1
𝐶= 15,280 + 23,130 + 16,524 + 6,696 + 6,600 1 + 0.8 1.3 + 0.3 + 0.3 + 0.2 + 0.3 + 0.2 + 0.1
𝐶= 68230 3.74 = $255,180.200
10. El costo de los recipientes y los motores no requieren ajustes por tipo de material, debido a que el costo
de los recipientes se obtuvo en AI-304 y a que los motores son de acero al carbón porque no están en
contacto con el fluido de proceso:
i=M
C=
Ce,i,A 1+fp + fer + fel + fi + fc + fs + fl
i=1
𝐶= 303,686 + 11,944 + 2,578 + 1,850 [1 + 0.8 + 0.3 + 0.3 + 0.2 + 0.3 + 0.2 + 0.1]
𝐶= 320058 3.2 = $ 1´024,185.60
11. Los platos no requieren índices por costos de instalación, únicamente se utiliza el factor de materiales
(fm=1.3):
Costo por 50 platos: $ 59,000*1.3 = $ 76,700
12. El costo de la bomba de repuesto no requiere costo de instalación:
$3,330*1.3 (fm) = $ 4,290
13. El costo del motor de la bomba de repuesto: $ 925.00
B. Costo total dentro de límites de batería:
$ 255,180 + 1´024,185 + 76,700 + 4,290 + 925 = $ 1´361,280.00
Aproximadamente: 1.6 MM de dólares.
C. Cálculo de los costos fijos totales:
14. Costos Fuera de límites de Batería (30% de los costos dentro de límites de batería, ver Tabla 9.5.)
𝐶𝐹𝐿𝐵
= 0.3 ∗ 1´361,280.00 = $408,384.00
15. Costos de Diseño e Ingeniería (30% de la suma de los costos dentro y fuera de límites de batería, ver
Tabla 9.5.):
𝐶𝐷𝐼
= 1´361,280.00 + 408,384.00 ∗ 0.3 = $ 530,899.00
16. Contingencias (10% de la suma de los costos dentro y fuera de límites de batería, ver Tabla 9.5.):
𝐶𝐷𝐼
= 1´361,280.00 + 408,384.00 ∗ 0.1 = $176,966.00
17. Costos Fijos Totales:
194
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Costos
Total
Dentro de límites de batería CDLB
1´361,280.00
Fuera de límites de batería CFLB
408,384.00
Diseño e Ingeniería
530,899.00
Contingencias
176,966.00
COSTOS FIJOS TOTALES
2´477,529.00
Tabla 9.8. Esfuerzo máximo permisible de placas fabricadas bajo código ASME BPV Sec. VIII D.1
Material
Grado
Tempe- Esfuerzo máximo permisible a la
ratura
Temperatura °C
Máxima
(°F)
100
300
500
700
900
Acero al Carbón
A285 Gr A
900
12.9
12.9
12.9
11.5
5.9
Acero al Carbón pasivado
A515 Gr 60
1000
17.1
17.1
17.1
14.3
5.9
Aleación acero (1 ¼ Cr, ½ Mo,
Si)
A387 Gr 22
1200
17.1
16.6
16.6
16.6
13.6
Acero inox. 13 Cr
410
1200
18.6
17.8
17.2
16.2
12.3
Acero inox. 18 Cr, 8 Ni
304
1500
20.0
15.0
12.9
11.7
10.8
Acero inox. 18 Cr, 10 Ni, Cb
347
1500
20.0
17.1
15.0
13.8
13.4
Acero inox. 18 Cr, 10 Ni, Ti
321
1500
20.0
16.5
14.3
13.0
12.3
Acero inox. 16 Cr, 12 Ni, 2 Mo
316
1500
20.0
15.6
13.3
12.1
11.5
Nota: 1 ksi = 1000 psi = 6.8948 N/mm2
195
Capítulo 9
Estimación de Costos
Tabla 9.9. Propiedades mecánicas de metales y aleaciones comunes.
Material
Esfuerzo Máximo a 25°C
2
(N/mm )
Densidad
430
7.9
Acero de baja aleación
420-660
7.9
Hierro fundido
140-170
7.2
Acero inoxidable (18 Cr, 8 Ni)
> 540
8.0
Nickel (> 99% Ni)
500
8.9
Monel
650
8.8
Cobre
200
8.9
Admiralty
400-600
8.6
Aluminio (> 99 %)
80-150
2.7
Dural
400
2.7
Plomo
30
11.3
Titanio
500
4.5
Acero pasivado
9.5. ESTIMACIÓN DE COSTOS DE OPERACIÓN
Los costos de operación son aquellos que se
requieren para operar la planta de manera continua,
dentro de ellos se incluyen los costos de mano de
obra, los costos de servicios auxiliares, los costos
requeridos para realizar el tratamiento de residuos,
el costo de las materias primas, etc. En general se
dividen en costos directos, costos fijos y gastos
generales o de administración. Los costos directos
de operación incluyen el costo de las materias
primas, el costo de tratamiento de desechos, el costo
de los servicios auxiliares, el costo de la mano de
obra, el costo de supervisión, costos para
mantenimiento
y
reparaciones,
costos
de
suministros de operación, costos de laboratorio y
costos por pago de patentes. Los costos fijos de
operación incluyen los costos por depreciación de la
planta, los seguros, los impuestos y los gastos
administrativos (overhead). En la Tabla 9.10 se
muestra una manera de calcular los costos de
operación en base a los costos de materias primas,
que se obtienen directamente de los balances de
materia, los costos de tratamiento de desechos, los
costos de servicios auxiliares y los costos de mano de
obra.
196
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Tabla 9.10. Factores para calcular los Costos de Operación
Rango típico
Valor recomendado
Concepto
Costos Directos
CDM
1. Materias Primas
2. Tratamiento de efluentes
3. Servicios auxiliares
4. Mano de obra
5. Supervisión
6. Mantenimiento y reparaciones
7. Suplementos para operación
8. Laboratorio
9. Patentes
Costos Fijos CFM
10. Depreciación
11. Impuestos y Seguros
12. Gastos administrativos overhead
Gastos generales CGM
13. Administración
14. Distribución y ventas
15. Investigación y desarrollo
CMP
CTE
CSA
CMO
(0.1 a 0.25) * CMO
(0.02 a 0.1) * CFI
(0.1 a 0.2) * C mantenimiento
(0.1 a 0.2) * CMO
(0 a 0.06) * COP
0.1 * CFI
(0.014 a 0.5) CFI
(0.5 a 0.7) *(CMO + mantenimiento + supervisión)
(0.15 (CMO+ supervisión +
mantenimiento)
(0.02 a 0.2) * COP
0.05 * COP
0.18 * CMO
0.06 * CFI
0.009 * CFI
0.15 * CMO
0.13 * COP
0.032 * CFI
0.708 * CMO + 0.036 * CFI
0.177 * CMO+ 0.009 * CFI
0.11 * COP
0.05 * COP
Notas: CFI = Costos fijos de inversión
COP = Costos de operación
𝐶𝑂𝑃 = 0.208 𝐶𝐹𝐼 + 2.73 𝐶𝑀𝑂 + 1.23 (𝐶𝑆𝐴 + 𝐶𝑇𝐸
+ 𝐶𝑀𝑃)
De acuerdo con los factores de la Tabla 9.10 los
costos directos de operación (CDO) se pueden
calcular con la siguiente ecuación:
Los costos de materias primas se calculan en base a
la capacidad de la planta y a los balances de materia
(CMP); los costos fijos de inversión (CFI) se calculan
como se mencionó en el inciso 9.4. utilizando
alguno de los métodos de estimación de costos fijos;
los costos de servicios auxiliares (CSA) y de
tratamiento de efluentes (CTE) varían en función de
la cantidad y calidad de los servicios requeridos por
la planta y de los desechos que genere la planta.
𝐶𝐷𝑂 = 𝐶𝑀𝑃 + 𝐶𝑇𝐸 + 𝐶𝑆𝐴 + 1.33 𝐶𝑀𝑂 + 0.069 𝐶𝐹𝐼
+ 0.03 𝐶𝑂𝑃
Los costos fijos de operación (CFO) se calculan de
acuerdo a la siguiente ecuación donde el último
término se refiere a la depreciación de la planta:
𝐶𝐹𝑂 = 0.708 𝐶𝑀𝑂 + 0.068 𝐶𝐹𝐼 + 0.1 𝐶𝐹𝐼
Por último los gastos generales de operación son:
Los costos de mano de obra pueden calcularse
fácilmente en fundición del número de operadores
por turno que requiere la planta. A continuación se
explica brevemente un método.
𝐶𝐺𝑂 = 0.177 𝐶𝑀𝑂 + 0.009 𝐶𝐹𝐼 + 0.16 𝐶𝑂𝑃
Resolviendo estas tres ecuaciones se obtiene una
ecuación general para calcular los costos de
operación:
197
Capítulo 9
Estimación de Costos
9.5.1. COSTOS DE MANO DE OBRA
49 𝑠𝑒𝑚𝑎𝑛𝑎𝑠
𝑎ñ𝑜
Los costos de mano de obra se pueden calcular
utilizando la siguiente ecuación:
𝑁𝑜𝑝 = (6.29 + 31.7 𝑃2 + 0.23 𝑁𝑛𝑠 )0.5
5 𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜𝑠
𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜𝑠
= 245
𝑠𝑒𝑚𝑎𝑛𝑎
𝑎ñ𝑜𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑑𝑜𝑟
Una planta química opera normalmente 24 horas /
día los 365 días del año. Por lo que requiere de:
Donde: Nop = Número de operadores
P = Número de pasos del proceso que
involucran
manejo
de
materiales
sólidos
(transportadores, distribuidores, controladores de
tamaño de partícula, remoción de partículas, etc.)
Nns = Número de etapas del proceso que no
incluyen manejo de sólidos (compresores, torres,
reactores, intercambiadores de calor, hornos, NO
incluir bombas ni recipientes).
El número de operadores que es necesario contratar
en la planta por cada operador de equipo es:
Un operador trabaja en promedio 49 semanas al
año, considerando que no acude a trabajar 3
semanas de vacaciones y una semana por
enfermedad, y trabaja 5 días a la semana, 8 horas
por día, por tanto:
Por tanto se contratan 4.5 trabajadores por cada
operador de equipo. A continuación se muestra un
ejemplo de la forma en que se calcula el número de
trabajadores de una planta.
365
𝑑í𝑎𝑠
𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜𝑠
𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜𝑠
3
= 1095
𝑎ñ𝑜
𝑑í𝑎
𝑎ñ𝑜
1095 𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜𝑠
𝑎ñ𝑜
245 𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜𝑠 = 4.5 𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑑𝑜𝑟𝑒𝑠
𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑑𝑜𝑟𝑎 ñ𝑜
EJEMPLO 9.5
Calcular el número de operadores necesarios en la planta de producción de benceno estudiado en el capítulo 1.
Solución:
Equipos para manejo de sólidos = 0
Equipos que no manejan sólidos:
Número
Equipo
Compresores
Intercambiadores de calor
Horno
Reactor
Torres de destilación
Total
1
7
1
1
1
11
𝑁𝑜𝑝 = 6.29 + 31.7 (0)2 + 0.23 11
Número total de operadores por turno = 2.97
Número total de operadores = (4.5) (2.97) = 13.4 = 14 operarios
198
0.5
= 2.97
Introducción a la Ingeniería de Procesos
El costo de mano de obra se calcula con el salario multiplicado por el número total de operarios.
9.6. COSTOS TOTALES
Los costos totales de una planta están dados por
costos fijos de inversión más los costos de operación.
Los ingresos totales se calculan como los ingresos
por ventas de productos y subproductos, mientras
que los ingresos brutos se calculan como los ingresos
totales menos el costo de las materias primas.
Para obtener la ganancia bruta se restan los costos
de operación, incluyendo los costos de operación, a
los ingresos totales, y para obtener la ganancia neta
se restan los impuestos a la ganancia bruta.
199
Capítulo 9
Estimación de Costos
REFERENCIAS
Aréchiga, J. Uriel. Aspectos Fundamentales del Desarrollo de Procesos Químicos. Universidad Autónoma
Metropolitana. 1979
Biegler, Lorenz; Grossmann Ignacio; Westerberg Arthur. Systematic Methods of Chemical Process Design.
Engineering Practice Committee of The Institution of Chemical Engineers. A guide to capital cost estimation and
notes on project evaluation. London. 1969.
Ludwig, Ernest. Applied Process Design for chemical and petrochemical plants. Gulf Professional Publishing.
1994.
Luyben, William. Plantwide dynamic simulators in chemical processing and control. Marcel Dekker, Inc. 2002.
Prentice Hall. 1999.
Ray, Martyn; Johnston, David. Chemical Engineering Design Project. Gordon and Breach Science Publishers.
1989.
Towler, Gavin; Sinnott, Ray. Chemical Engineering Design, principles, practice and economics of plant and
process design. Elsevier. 2008.
Turton Richard; Bailie Richard;Whiting, Wallace; Shaeiwitz, Joseph. Analysis, Synthesis and Design of Chemical
Processes. Prentice Hall. 2007.
Walas, Stanley M. Chemical Process Equipment, Selection and Design. Butterworth-Heinemann. 1990.
Watkins, R. N. Petroleum Refinery Distillation. Gulf Publishing Company. 1981.
Woods, D. R. Cost data for the process industries. McMaster University. 1980.
EJERCICIOS
9.1. Se ha encontrado en la literatura que el costo de una planta de ácido sulfúrico de 150 ton/día, construida en
1985 fue de $ 1,800 millones de pesos mexicanos. Calcule el costo actual de una planta que producirá 250,000 ton/
año del mismo producto.
9.2. Calcule el costo de la ampliación de una planta con los equipos mencionados abajo, por medio del Método
de Lang y del método de Factores. Exprese sus resultados en pesos mexicanos de enero de 2009.
1.
2 Intercambiadores de calor, tubos en U. Área: 650 m2. AI-304
200
Introducción a la Ingeniería de Procesos
2. 1 Separado líquido vapor, P op = 12 bar, T op = 700 °C, L/D = 2, L = 15 m, AI-304
3. 2 Bombas centrífugas, 300 l/s, ΔP = 10 bar, AI-304. Una de repuesto.
4. 1 Filtro, capacidad 1 m3. A.C.
9.3. Calcule la inversión necesaria, el costo de operación, el costo de mano de obra y el costo total de la planta
de hidrodesalquilación del diagrama de flujo de proceso de la Figura 1.5.
9.4. Con el resultado del ejercicio 9.2 calcule el costo de realizar cada uno de los siguientes estimados para la
planta de hidrodesalquilación de tolueno: clase 5, clase 4, clase 3, clase 2 y clase 1.
9.5. Calcule el rango de precisión de cada uno de los estimados del ejercicio 9.3.
201
Capítulo 9
Estimación de Costos
ANEXO A
PROPIEDADES DE LA TUBERÍA DE ACERO
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nominal
(plg)
Diámetro Cédula
externo
(plg)
Diámetro Área de
interno
flujo
(plg)
(plg2)
Superficie por pie
lineal (pie2)
12.75
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
80
40
60
30
0.269
0.215
0.364
0.302
0.493
0.423
0.622
0.546
0.824
0.742
1.049
0.957
1.380
1.278
1.610
1.500
2.067
1.939
2.469
2.323
3.068
2.900
4.026
3.826
6.065
5.761
7.981
7.625
10.02
9.75
12.09
0.058
0.036
0.104
0.072
0.192
0.141
0.304
0.235
0.534
0.432
0.864
0.718
1.50
1.28
2.04
1.76
3.35
2.95
4.79
4.23
7.38
6.61
12.7
11.5
28.9
26.1
50.0
45.7
78.8
74.6
115
0.106
0.106
0.141
0.141
0.177
0.177
0.220
0.220
0.275
0.275
0.344
0.344
0.435
0.435
0.498
0.498
0.622
0.622
0.753
0.753
0.917
0.917
1.178
1.178
1.734
1.734
2.258
2.258
2.814
2.814
3.338
0.7
0.56
0.095
0.079
0.129
0.111
0.163
0.143
0.216
0.194
0.274
0.250
0.362
0.335
0.422
0.393
0.542
0.542
0.647
0.609
0.804
0.760
1.055
1.002
1.590
1.510
2.090
2.000
2.62
2.55
3.17
Peso
por pie
lineal de
tubería
(lb)
0.25
0.32
0.43
0.54
0.57
0.74
0.85
1.09
1.13
1.48
1.68
2.17
2.28
3.00
2.72
3.64
3.66
5.03
5.8
7.67
7.58
10.3
10.8
15.0
19.0
28.6
28.6
43.4
40.5
54.8
43.8
16
16.0
30
15.25
183
4.189
4.00
62.6
20
20.0
20
19.25
291
5.236
5.05
78.6
24
24.0
20
23.25
425
6.283
6.09
94.7
Fuera
1/8
0.405
1/4
0.540
3/8
0.675
1/2
0.840
3/4
1.05
1
1.32
1 1/4
1.66
1 1/2
1.90
2
2.38
2 1/2
2.88
3
3.50
4
4.5
6
6.625
8
8.625
10
10.75
12
(Kern, D.Q. Procesos de transferencia de calor)
202
Dentro
ANEXO B
MATERIALES DE CONSTRUCCION
Y SU CAPACIDAD PARA MANEJAR DIFERENTES
COMPUESTOS
CODIGO:
HS
Hastelloy
A
Adecuado hasta la temperatura máxima de la solución
B
Adecuado a temperatura ambiente
C
Servicio limitado
N
No recomendado
- - - No se cuenta con información
Anexo B
Lista de materiales
Compuesto
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
1 Ac. Acético 100%
CH3COOH
N
B
A
N
N
C
B
2 Ac. Acético anhidro
CH3COOH
C
A
A
B
C
C
C
3 Ac. Acético diluido
CH3COOH
N
A
A
N
A
C
N
4 Ác. Arcénico
AsO5
N
C
C
---
C
---
---
5 Ác. Benzóico
C6H5COOH
N
A
A
---
B
B
B
6 Ác. Bórico
H3BO3
N
B
B
N
B
B
B
7 Ác. Bromhídrico
HBr
N
N
N
---
C
N
N
8 Ác. Butírico
C3H7COOH
N
N
A
N
C
B
B
9 Ác. Cianhídrico
HCN
N
A
A
---
N
A
C
10 Ác. Clorhídrico concent.
HCl
N
N
N
N
N
N
N
11 Ác. Clorhídrico diluído
HCl
N
N
N
N
N
C
C
12 Ác. Clorhídrico gas seco
HCl
A
C
A
---
---
C
C
13 Ác. Cloroacético
ClCH2CO2H
N
N
N
N
N
C
C
14 Ác. Cresílico
C7H8O
N
A
A
---
N
C
A
15 Ác. Crómico en solución
H2CrO4
C
N
C
B
N
N
N
16 Ác. Estéarico
CH3(CH2)16COOH
C
A
A
C
C
A
A
17 Ác. Fluorhídrico concent
HF
C
N
N
N
N
B
C
18 Ác. Fluorhídrico diluido
HF
N
N
N
N
C
B
B
204
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
1 Ac. Acético 100%
CH3COOH
A
A
A
A
N
N
A
2 Ac. Acético anhidro
CH3COOH
B
A
A
A
N
---
A
3 Ac. Acético diluido
CH3COOH
A
A
A
A
C
A
A
4 Ác. Arcénico
AsO5
---
---
A
---
C
A
---
5 Ác. Benzóico
C6H5COOH
A
A
A
---
A
---
---
6 Ác. Bórico
H3BO3
A
A
A
A
C
---
A
7 Ác. Bromhídrico
HBr
A
C
C
A
A
A
C
8 Ác. Butírico
C3H7COOH
A
A
A
A
N
---
A
9 Ác. Cianhídrico
HCN
A
A
A
---
A
---
---
10 Ác. Clorhídrico concent.
HCl
B
C
B
N
A
A
A
11 Ác. Clorhídrico diluído
HCl
B
C
A
C
A
A
A
12 Ác. Clorhídrico gas seco
HCl
A
A
A
---
A
---
---
13 Ác. Cloroacético
ClCH2CO2H
A
A
A
A
A
---
C
14 Ác. Cresílico
C7H8O
C
C
A
---
C
---
N
15 Ác. Crómico en solución
H2CrO4
N
B
B
A
C
A
N
16 Ác. Estéarico
CH3(CH2)16COOH
A
A
A
A
A
A
C
17 Ác. Fluorhídrico concent
HF
B
B
A
N
C
A
N
18 Ác. Fluorhídrico diluido
HF
B
B
A
N
C
A
A
205
Anexo B
Lista de materiales
Compuesto
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
19
Ác. Fórmico
HCOOH
N
B
B
N
N
B
B
20
Ác. Fosfórico (< 45% - Frío)
H3PO4
N
C
A
N
N
C
C
21
Ác. Fosfórico (> 45% caliente)
H3PO4
N
N
N
N
N
N
N
22
Ác. Fosfórico (> 45% - Frío)
H3PO4
N
C
A
N
N
C
C
23
Ác. Fosfórico (100%)
H3PO4
N
C
C
N
---
C
N
24
Ác. Gálico
(OH)3C6H2COOH
N
A
A
---
A
C
B
25
Ác. Hidrofluosílico
H2SiF6
N
N
N
---
N
C
C
26
Ác. Láctico
CH3 CHOHCOOH
N
C
C
N
C
C
C
27
Ác. Málico
CO2HC2H2CHOHCO2H
N
A
A
---
N
B
B
28
Ác. Nítrico concentrado
HNO3
N
B
B
N
N
N
N
29
Ác. Oléico
C8H17CH:CH
(CH2)7CO2H
C
C
A
C
C
A
A
30
Ác. sulfonítrico (< 15 %
H2SO4)
H2SO4/ HNO3/SO3
N
C
C
---
N
N
N
31
Ác. sulfonítrico (> 15 %
H2SO4)
H2SO4/ HNO3/SO3
A
C
C
A
N
N
N
32
Ác. Sulfúrico (< 19 %)
H2SO3
N
C
A
N
N
N
N
33
Ác. Sulfúrico (10 - 75 %)
H2SO4
N
N
C
N
N
C
C
34
Ác. Sulfúrico (75 - 95 %)
H2SO4
N
N
N
N
N
C
N
206
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
19 Ác. Fórmico
HCOOH
C
A
A
N
C
A
C
20 Ác. Fosfórico (< 45% - Frío)
H3PO4
B
A
A
A
A
A
A
21 Ác. Fosfórico (> 45% caliente)
H3PO4
C
C
A
A
C
C
22 Ác. Fosfórico (> 45% - Frío)
H3PO4
B
A
A
A
A
C
23 Ác. Fosfórico (100%)
H3PO4
B
A
A
A
A
A
24 Ác. Gálico
(OH)3C6H2COOH
A
A
A
---
A
---
---
25 Ác. Hidrofluosílico
H2SiF6
C
C
A
---
---
---
---
26 Ác. Láctico
CH3 CHOHCOOH
A
A
A
A
A
A
A
27 Ác. Málico
CO2HC2H2CHOHCO2H
A
A
A
---
A
---
A
28 Ác. Nítrico concentrado
HNO3
N
B
A
A
N
N
N
29 Ác. Oléico
C8H17CH:CH
(CH2)7CO2H
A
A
A
---
A
A
N
30 Ác. Sulfonítrico (< 15 %
H2SO4)
H2SO4/ HNO3/SO3
N
A
A
A
---
---
C
31 Ác. Sulfonítrico (> 15 %
H2SO4)
H2SO4/ HNO3/SO3
N
A
A
C
---
---
C
32 Ác. Sulfúrico (< 19 %)
H2SO3
N
B
A
A
A
N
C
33 Ác. Sulfúrico (10 - 75 %)
H2SO4
A
A
A
A
A
A
A
34 Ác. Sulfúrico (75 - 95 %)
H2SO4
A
A
A
C
A
A
A
207
C
Anexo B
Compuesto
Lista de materiales
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
35 Ác. Sulfúrico (Fumante 98%)
H2SO4
B
N
N
C
N
N
N
36 Ác. Sulfuroso
SO2Cl2
---
---
---
---
---
---
---
37 Ác. Tánico
(CHOH COOH)2
C
A
A
---
C
B
B
38 Acetato de butilo
C4H9COOCH3
C
A
---
A
B
39 Acetato de etilo
C2H5COOCH3
A
A
A
---
A
A
A
40 Acetato de plomo
Pb(CH3 COO)2
N
A
A
---
C
A
B
41 Acetato de Sodio
NaCH3COO
N
C
A
---
A
B
---
42 Acetil cloruro
CH3CHOCl
N
C
A
---
N
B
---
43 Acetona
CH3COCH3
A
A
A
---
A
A
A
44 Ácidos grasos
Varios
N
A
A
N
N
B
A
45 Agua
H2O
A
A
A
---
A
A
A
46 Agua destilada
H2O
N
A
A
---
A
N
C
47 Alcohol amílico
C5H11OH
A
A
A
---
A
---
---
48 Alcohol etílico
C2H5OH
B
A
A
B
B
B
B
49 Alumbre Concentrado
Al2(SO4)3K2SO4
N
N
C
---
C
---
---
N
A
C
N
C
B
B
50 Alumbre Diluido
51 Amil acetato
C5H11COOCH3
C
A
A
---
C
B
B
52 Amil cloruro
C5H11Cl
A
C
C
---
A
C
B
208
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
35
Ác. Sulfúrico (Fumante 98%)
H2SO4
A
A
A
N
A
A
---
36
Ác. Sulfuroso
SO2Cl2
---
---
B
---
---
N
---
37
Ác. Tánico
(CHOH COOH)2
A
A
A
A
A
---
A
38
Acetato de butilo
C4H9COOCH3
A
A
A
---
N
---
N
39
Acetato de etilo
C2H5COOCH3
A
A
A
---
N
N
N
40
Acetato de plomo
Pb(CH3 COO)2
A
A
A
A
A
---
---
41
Acetato de Sodio
NaCH3COO
A
A
A
A
A
---
---
42
Acetil cloruro
CH3CHOCl
---
---
A
---
---
---
---
43
Acetona
CH3COCH3
---
---
A
A
N
N
N
44
Ácidos grasos
Varios
A
A
A
---
C
N
N
45
Agua
H2O
---
---
A
---
A
N
A
46
Agua destilada
H2O
---
---
A
---
A
---
A
47
Alcohol amílico
C5H11OH
---
---
A
---
N
C
C
48
Alcohol etílico
C2H5OH
A
A
A
A
A
N
A
49
Alumbre Concentrado
Al2(SO4)3K2SO4
---
---
A
---
A
A
---
50
Alumbre Diluido
B
B
A
---
A
A
A
51
Amil acetato
C5H11COOCH3
A
A
A
---
N
C
N
52
Amil cloruro
C5H11Cl
A
A
A
---
N
---
C
209
Anexo B
Compuesto
Lista de materiales
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
A
A
A
A
C
---
---
53
Aminas
54
Benceno
C6H6
B
A
A
B
A
B
B
55
Benzaldehído
C6H5CHO
A
A
A
---
---
---
---
56
Bicarbonato de sodio
NaHCO3
C
A
A
---
C
A
A
57
Bisulfato de calcio
CaHSO4
N
N
A
---
N
N
N
58
Bisulfato de sodio
NaHSO4
N
C
A
N
C
B
---
59
Bisulfito de calcio
CaHSO3
A
N
A
---
C
N
---
60
Bisulfito de sodio
NaHSO3
N
A
A
---
C
---
---
61
Borato de sodio
NaBO2
---
A
A
---
A
B
---
62
Borax
Na2B4O7
A
A
A
C
C
A
A
63
Bromo, húmedo
Br2
N
N
N
---
N
N
N
64
Bromuro de potasio
KBr
N
C
C
---
A
B
A
65
Butanol
C4H9OH
A
A
A
---
A
A
A
66
Carbonato de amonio
(NH4)2CO3
B
N
B
B
C
B
A
67
Carbonato de bario
BaCO3
---
A
A
---
A
B
A
68
Carbonato de calcio
CaCO3
A
A
A
---
A
A
A
69
Carbonato de potasio
K2CO3
C
A
A
---
C
A
A
70
Carbonato de sodio
Na2CO3
B
B
B
B
B
B
B
210
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
53 Aminas
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
A
A
A
---
N
---
C
54 Benceno
C6H6
B
B
A
---
N
C
N
55 Benzaldehído
C6H5CHO
---
---
A
---
N
N
N
56 Bicarbonato de sodio
NaHCO3
A
A
A
---
A
---
A
57 Bisulfato de calcio
CaHSO4
---
---
A
---
---
---
58 Bisulfato de sodio
NaHSO4
A
A
A
A
A
---
A
59 Bisulfito de calcio
CaHSO3
---
---
A
A
A
---
A
60 Bisulfito de sodio
NaHSO3
---
---
A
---
A
A
A
61 Borato de sodio
NaBO2
A
A
A
---
A
---
A
62 Borax
Na2B4O7
---
A
---
A
---
A
63 Bromo, húmedo
Br2
N
A
A
N
N
N
C
64 Bromuro de potasio
KBr
A
A
A
A
A
---
A
65 Butanol
C4H9OH
A
A
A
---
A
---
C
66 Carbonato de amonio
(NH4)2CO3
B
B
A
---
A
A
A
67 Carbonato de bario
BaCO3
A
A
A
A
A
---
---
68 Carbonato de calcio
CaCO3
A
A
A
A
A
---
A
69 Carbonato de potasio
K2CO3
A
A
A
---
C
A
A
70 Carbonato de sodio
Na2CO3
B
A
A
A
A
A
A
211
Anexo B
Compuesto
Lista de materiales
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
A
A
---
---
---
---
---
71
Cetonas (varias)
72
Cianuro de cubre
Cu(CN)2
---
A
A
---
N
N
N
73
Cianuro de potasio
KCN
A
A
A
---
N
A
---
74
Cianuro de sodio
NaCN
A
A
A
---
N
A
---
75
Clorato de potasio
KClO3
A
A
A
---
C
B
B
76
Clorato de sodio
Na2CLO3
C
A
A
---
B
---
---
77
Clorito de calcio
CaCl2
B
C
C
B
B
B
B
78
Clorito de estaño
SnCl2
N
N
C
---
N
N
N
79
Cloruro de azufre (seco)
SO2
A
A
A
A
A
N
N
80
Cloruro de calcio
CaClO3
---
C
A
---
C
B
B
81
Cloruro de Estaño
SnCl4
N
N
N
---
N
N
N
82
Cloruro de etileno
Cl(C2H4 )OH
A
A
---
---
B
---
---
83
Cloruro de etilo
C2H5Cl
A
A
A
---
C
B
B
84
Cloruro de magnesio
MgCl2
A
A
A
---
C
A
A
85
Cloruro de metilo
CH3CL
N
C
C
---
A
A
A
86
Cloruro de níquel
NiCl2
N
C
C
---
C
C
A
87
Cloruro de potasio
KCl
A
C
C
---
C
B
B
88
Cloruro de sodio
NaCl
B
C
C
B
B
B
B
212
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
---
---
A
---
A
N
N
71
Cetonas (varias)
72
Cianuro de cubre
Cu(CN)2
A
A
A
---
A
---
---
73
Cianuro de potasio
KCN
A
A
A
---
A
---
A
74
Cianuro de sodio
NaCN
---
---
A
A
A
---
A
75
Clorato de potasio
KClO3
N
A
A
---
A
---
---
76
Clorato de sodio
Na2CLO3
N
A
---
A
A
A
A
77
Clorito de calcio
CaCl2
B
A
A
A
A
A
A
78
Clorito de estaño
SnCl2
A
A
A
A
C
A
A
79
Cloruro de azufre (seco)
SO2
N
A
A
---
A
---
C
80
Cloruro de calcio
CaClO3
---
B
B
---
A
---
---
81
Cloruro de Estaño
SnCl4
N
A
C
A
---
---
---
82
Cloruro de etileno
Cl(C2H4 )OH
---
---
A
---
N
---
C
83
Cloruro de etilo
C2H5Cl
A
A
A
---
N
---
N
84
Cloruro de magnesio
MgCl2
A
A
A
A
A
---
A
85
Cloruro de metilo
CH3CL
---
---
A
---
N
---
N
86
Cloruro de níquel
NiCl2
N
A
A
A
A
A
A
87
Cloruro de potasio
KCl
A
A
A
A
A
A
A
88
Cloruro de sodio
NaCl
B
B
A
A
A
A
A
213
Anexo B
Lista de materiales
Compuesto
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
89
Cloruro de sulfuro
C76H52O46
C
A
A
---
C
B
B
90
Cloruro férrico
FeCl3
N
N
N
N
N
N
N
91
Cloruro ferroso
FeCl2
N
N
N
N
N
N
N
92
Cluoruro de mercurio
HgCl2
N
N
N
---
N
C
---
93
Cluroro de cobre
CuCl2
N
N
N
---
N
N
N
94
Combustible
A
C
A
---
A
A
A
95
Dicloroetano
C2H4Cl2
N
A
A
---
---
A
A
96
Dicloruro de etileno
C2H4Cl2
A
A
A
---
---
B
B
97
Dicromato de potasio
K2Cr2O7
---
A
A
---
A
C
C
98
Dietilamina
(C2H5 ) 2NH
A
---
A
---
---
---
---
99
Difenilo
C6H5 C6H5
A
A
---
---
---
---
A
100
Dióxido de azufre (húmedo)
SO3
A
A
A
---
C
N
N
101
Dióxido de azufre (seco)
SO2
N
C
A
---
N
N
N
102
Dióxido de carbono húm
H2CO2
C
A
A
C
C
C
A
103
Dióxido de carbono seco
CO2
A
A
A
---
A
A
A
104
Fenol Concentrado
C6H5OH
B
C
A
B
N
B
B
105
Fenol Diluido
C6H5OH
B
A
A
B
C
B
B
106
Ferrocianato de potasio
K4Fe(CN)6
N
A
A
---
A
A
A
214
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
89
Cloruro de sulfuro
C76H52O46
A
A
A
A
A
A
A
90
Cloruro férrico
FeCl3
N
B
C
A
A
A
A
91
Cloruro ferroso
FeCl2
C
B
B
---
A
---
A
92
Cluoruro de mercurio
HgCl2
N
A
B
A
C
---
A
93
Cluroro de cobre
CuCl2
A
A
C
A
A
A
C
94
Combustible
A
A
A
---
A
N
---
95
Dicloroetano
C2H4Cl2
A
A
A
---
---
---
---
96
Dicloruro de etileno
C2H4Cl2
A
---
A
A
N
---
N
97
Dicromato de potasio
K2Cr2O7
N
A
A
A
A
A
C
98
Dietilamina
(C2H5 ) 2NH
---
---
A
---
N
---
---
99
Difenilo
C6H5 C6H5
---
---
A
---
---
---
---
100
Dióxido de azufre (húmedo)
SO3
---
---
A
---
A
---
A
101
Dióxido de azufre (seco)
SO2
N
A
A
B
C
---
C
102
Dióxido de carbono húm
H2CO2
A
A
A
---
A
A
A
103
Dióxido de carbono seco
CO2
A
A
A
---
A
---
A
104
Fenol Concentrado
C6H5OH
B
B
A
C
C
105
Fenol Diluido
C6H5OH
B
B
A
---
A
A
C
106
Ferrocianato de potasio
K4Fe(CN)6
A
A
A
---
A
---
---
215
C
Anexo B
Lista de materiales
Compuesto
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
107
Flúor
F2
---
N
N
---
N
N
A
108
Fluoruro de sodio
NaF
N
C
C
---
C
B
---
109
Formaldehído
CH2OH
C
C
C
C
A
C
A
110
Fosfato de amonio I
(NH4)1H2PO4
N
A
A
---
N
---
---
111
Fosfato de amonio II
(NH4)2HPO4
C
A
A
---
C
---
---
112
Fosfato de amonio III
(NH4)3PO4
A
A
A
C
N
A
A
113
Fosfato de sodio
Na3PO4
A
A
A
---
C
B
B
114
Fosfórico anhidro
P2O5
N
A
A
---
---
---
---
115
Fosfórico anhidro líquido
P2O6
A
A
A
---
N
N
N
116
Gasolina
A
A
A
---
A
B
B
117
Glicerol
B
B
B
---
A
B
A
118
Hidrocarburos alifáticos
A
A
A
A
A
A
A
119
Hidrocarburos aromáticos
A
A
A
A
A
A
A
120
Hidrógeno gaseoso
H2
A
---
---
---
A
A
A
121
Hidrosulfito de sodio
Na2S2O4
---
---
---
---
C
N
N
122
Hidróxico de calcio
Ca(OH)2
A
A
A
B
A
A
123
Hidróxido de alumnio
Al(OH)3
---
A
A
---
A
B
B
124
Hidróxido de bario
Ba(OH)2
A
A
A
---
N
A
A
CH2OHCHOH
CH2OH
216
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
107
Flúor
F2
B
A
B
N
C
C
---
108
Fluoruro de sodio
NaF
A
A
A
A
A
---
A
109
Formaldehído
CH2OH
A
A
A
A
C
A
C
110
Fosfato de amonio I
(NH4)1H2PO4
---
---
A
---
A
---
---
111
Fosfato de amonio II
(NH4)2HPO4
---
---
A
---
A
---
---
112
Fosfato de amonio III
(NH4)3PO4
A
A
A
---
A
A
A
113
Fosfato de sodio
Na3PO4
A
A
A
A
A
---
A
114
Fosfórico anhidro
P2O5
---
---
A
---
---
A
---
115
Fosfórico anhidro líquido
P2O6
---
---
A
---
---
---
---
116
Gasolina
A
A
A
---
C
---
C
117
Glicerol
A
A
A
A
A
A
A
118
Hidrocarburos alifáticos
A
A
A
---
---
---
N
119
Hidrocarburos aromáticos
A
A
A
---
---
---
N
120
Hidrógeno gaseoso
H2
---
---
A
---
---
---
---
121
Hidrosulfito de sodio
Na2S2O4
C
A
A
---
---
---
A
122
Hidróxico de calcio
Ca(OH)2
A
A
A
A
A
---
A
123
Hidróxido de alumnio
Al(OH)3
---
---
A
---
A
A
---
124
Hidróxido de bario
Ba(OH)2
B
B
A
B
A
A
---
CH2OHCHOH
CH2OH
217
Anexo B
Lista de materiales
Compuesto
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
125
Hidróxido de magnesio
Mg(OH)2
A
A
A
---
C
A
A
126
Hidróxido de potasio
KOH
B
B
B
C
N
A
A
127
Hipoclorito de calcio
Ca(OCl)2
C
N
C
N
N
N
N
128
Hipoclorito de sodio
NaOCL
N
C
C
N
N
N
N
129
Hiposulfato de sodio
Na2S2O3
C
A
A
---
N
A
---
130
Metanol concentrado
CH3OH
B
B
B
B
B
B
B
131
Metanol diluido
CH3OH
C
---
---
---
C
---
---
132
Nafta
A
A
A
---
A
B
B
133
Nigratode sodio
Na2NO3
A
A
A
B
B
B
B
134
Nitrato de amonio
NH4NO3
C
A
A
---
N
A
---
135
Nitrato de cobre
Cu(NO3)2
N
A
A
---
N
N
N
136
Nitrato de plata
Ag NO3
---
A
A
---
N
---
---
137
Nitrato de potasio
KNO3
A
A
A
---
A
B
B
138
Nitrato férrico
Fe(NO3)3
N
A
A
---
N
N
N
139
Óxido de etileno
CH2OCH2
A
A
---
---
N
---
---
140
Permanganato de potasio
KMnO4
B
B
B
B
A
C
B
141
Peróxido de hidrógeno conc
H2 O2
N
B
N
N
N
C
C
142
Peróxido de hidrógeno dilu
H2 O2
N
B
B
N
N
B
B
218
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
125
Hidróxido de magnesio
Mg(OH)2
A
A
A
A
A
---
A
126
Hidróxido de potasio
KOH
B
B
A
C
A
A
A
127
Hipoclorito de calcio
Ca(OCl)2
N
C
C
A
A
A
A
128
Hipoclorito de sodio
NaOCL
N
C
B
A
A
---
A
129
Hiposulfato de sodio
Na2S2O3
---
---
A
---
A
---
---
130
Metanol concentrado
CH3OH
A
A
A
---
A
C
C
131
Metanol diluido
CH3OH
A
A
A
---
A
---
A
132
Nafta
A
A
A
---
A
---
C
133
Nigratode sodio
Na2NO3
N
B
A
---
A
---
A
134
Nitrato de amonio
NH4NO3
N
A
A
---
A
A
C
135
Nitrato de cobre
Cu(NO3)2
N
A
A
---
A
A
A
136
Nitrato de plata
Ag NO3
B
B
A
---
A
A
A
137
Nitrato de potasio
KNO3
N
A
A
---
A
A
A
138
Nitrato férrico
Fe(NO3)3
N
B
A
---
A
---
N
139
Óxido de etileno
CH2OCH2
---
---
A
---
N
---
---
140
Permanganato de potasio
KMnO4
N
A
A
A
A
A
C
141
Peróxido de hidrógeno conc
H2 O2
---
A
A
A
A
---
C
142
Peróxido de hidrógeno dilu
H2 O2
A
A
A
C
A
A
C
219
Anexo B
Lista de materiales
Compuesto
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
143
Peróxido de sodio
Na2O2
C
A
A
---
C
A
B
144
Persulfato de amonio
(NH4)2S2O8
N
A
A
---
C
N
N
145
Pirogalol
C6H3(OH3)
---
A
A
---
A
---
B
146
Silicado de sodio
Na3SiO3
A
A
A
---
C
B
A
147
Sodio líquido 210 - 400 °F
Na
A
A
A
A
A
A
A
148
Sulfato de alumnio
Al2(SO4)3
N
C
C
---
C
C
C
149
Sulfato de amonio
(NH4)2SO4
A
C
C
---
C
B
B
150
Sulfato de calcio
CaSO4
C
A
A
---
A
B
---
151
Sulfato de cobre
CuSO4
N
A
A
N
N
C
C
152
Sulfato de magnesio
MgSO4
B
B
B
N
B
B
B
153
Sulfato de níquel
NiSO4
N
C
C
N
B
B
C
154
Sulfato ferroso
FeSO4
N
B
N
N
A
N
N
155
Sulfito de bario
BaS
N
A
A
---
N
C
---
156
Sulfito de hidrógeno
húmedo
H2S
C
C
A
---
N
N
A
157
Sulfito de hidrógeno seco
H2S
A
C
A
---
N
C
A
158
Sulfito de potasio
K2S
C
A
A
---
---
---
---
159
Sulfito de sodio
Na2SO3
B
C
C
A
C
C
C
160
Sulfuro de sodio
Na2S
B
C
A
A
N
B
B
220
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
143 Peróxido de sodio
Na2O2
B
A
A
---
A
---
---
144 Persulfato de amonio
(NH4)2S2O8
N
A
A
---
A
---
---
145 Pirogalol
C6H3(OH3)
A
A
A
---
---
---
---
146 Silicado de sodio
Na3SiO3
A
A
A
---
A
---
A
147 Sodio líquido 210 - 400 °F
Na
A
A
A
---
N
N
---
148 Sulfato de alumnio
Al2(SO4)3
A
A
A
A
A
A
A
149 Sulfato de amonio
(NH4)2SO4
A
A
A
A
A
---
A
150 Sulfato de calcio
CaSO4
B
B
A
---
A
---
A
151 Sulfato de cobre
CuSO4
A
A
A
---
A
A
A
152 Sulfato de magnesio
MgSO4
A
B
A
A
A
A
A
153 Sulfato de níquel
NiSO4
N
B
A
---
A
A
A
154 Sulfato ferroso
FeSO4
B
B
A
A
A
A
A
155 Sulfito de bario
BaS
---
---
A
---
C
A
A
156 Sulfito de hidrógeno
húmedo
H2S
C
B
A
---
A
---
---
157 Sulfito de hidrógeno seco
H2S
C
A
A
---
A
---
A
158 Sulfito de potasio
K2S
---
---
A
---
A
---
---
159 Sulfito de sodio
Na2SO3
N
A
A
A
C
---
A
160 Sulfuro de sodio
Na2S
A
A
A
A
A
A
A
221
Anexo B
Compuesto
Lista de materiales
Fórmula
A al C
AI - 304
AI - 316
Fe
Fundido
Bronce
Monel
Nickel
161 Tetracloruro de carbono
CCl4
C
N
C
C
C
B
B
162 Tolueno
CH3C6H5
A
A
---
---
A
A
---
163 Tricloroetileno (seco)
Cl2C CHCl
C
C
A
C
C
A
A
164 Tricloruro de antimonio
SbCl3
N
N
N
---
C
A
A
165 Trióxido de azufre
H2SO4
C
N
N
C
N
N
N
CODIGO:
HS
Hastelloy
A
Adecuado hasta la temperatura máxima de la solución
B
Adecuado a temperatura ambiente
C
Servicio limitado
N
No recomendado
--
No se cuenta con información
222
Introducción a la Ingeniería de Procesos
Compuesto
Fórmula
HS B
HS C
Ni - Mo
Titanio
PVC
Polipropileno
Caucho
161 Tetracloruro de carbono
CCl4
B
A
A
A
C
N
N
162
Tolueno
CH3C6H5
---
---
A
A
N
C
N
163
Tricloroetileno (seco)
Cl2C CHCl
A
A
A
A
N
N
N
164 Tricloruro de antimonio
SbCl3
A
A
A
---
A
---
---
165
H2SO4
A
N
A
N
N
---
---
Trióxido de azufre
CODIGO:
HS
Hastelloy
A
Adecuado hasta la temperatura máxima de la solución
B
Adecuado a temperatura ambiente
C
Servicio limitado
N
No recomendado
--
No se cuenta con información
223