1 PROCESO DE PRODUCCI ON DE OXIDO DE ETILENO 2 INTRODUCCION La fórmula de óxido de etileno es CH2-CH2 O, peso molecular 44 Se trata de un gas incoloro o un líquido incoloro que hierve a 12oC a condiciones ambientales, tiene un olor dulce y picante. Tiene muchos usos en los sectores productivos. Su manipulación exige una serie de precauciones, debido precisamente a su explosividad y a los daños a la salud que ocasiona la exposición prolongada por inhalación o contacto. Cualquier sistema de la industria que utiliza ese gas debe tener conexión a tierra, para evitar cualquier chispa electrostática que provocaría una 3 explosión. Además, todo sistema eléctrico que se encuentre cerca o en ambientes con gas de etileno debe ser prueba de explosiones. No debe haber ningún aparato productor de calor, fuego o chispas, en lugares de almacenamiento, tuberías o tanques de transporte de óxido de etileno. Sólo deben usarse tuberías metálicas para transportar este gas. La obtención de las materias primas no es un problema ya que el etileno es un producto que se obtiene en abundancia en el país y el oxigeno puede ser tomado del aire. Entre los usos más difundidos del óxido de etileno en nuestro país son como fumigante, funguicida, insecticida y esterilizador. Es aplicado en la conservación de frutas y cereales, entre otros, así como esterilizador de material médico. También se utiliza el óxido de etileno para hacer hule espuma rígido y flexible (el primero se usa para hacer empaques y el otro para colchones y cojines). 4 DISEÑO DEL REACTOR. Producción Anual de Oxido de Etileno: 100, 000 ton / año. Operación de 8120 hr / año. Producción por hora del Oxido de Etileno: 12315.27 kg. OE / hr : 279.89 kg. Mol / hr 5 La alimentación al reactor proviene de un mezclador al que se alimenta con 90% de aire y 10% de Etileno. N2 = 80% Composición Teórica del aire O2 = 20% La composición de la mezcla a la salida es de: 6 N2 = 72% O2 = 18% C2H4 = 10% Las reacciones que se pueden obtener al mezclar los reactivos son: C2H4 C2H4 2H2O + + ½ O2 3 O2 → → C2H4O 2CO2 + A una temperatura entre 260 y 280 ° C y una presión de 15 atm la selectividad de sobre es de 1.5 y permite una conversión del 90 %. Si el reactor opera a estas condiciones, la cantidad de los reactivos necesarios para la producción demandada es: 7 Si el 90 % del C2H4 se convierte en C2H4O: ENTRADA C2H4 310.98 O2 559.76 N2 2239.05 C2H4O ---------CO2 ---------H2O ---------- SALIDA ----------------2239.05 279.89 62.18 62.18 N2 inerte C2H4 reactivo limitante en base a la estequiometría de las reacciones. La reacción debe llevarse a cabo en condiciones isotérmicas, el control de la temperatura es un factor muy importante para obtener los productos deseados. En la actualidad para esta reacción se utiliza un reactor de lecho fijo de tubos múltiples parecido a un intercambiador de tubos y coraza. Se propone utilizar 10 bancos de tubos cedula 40 de 1.5 pulgadas de diámetro 8 empacados con catalizador con 100 tubos pro cada banco. El catalizador que se utiliza está hecho de Sales de Plata y soportado con un inerte, la densidad de partículas de catalizador de ¼ de pulgada es de 120 lb cat / ft3 y la fracción de huecos es 0.45. Fuente (Scott Frogler Ingeniería de las Reacciones Químicas) Ecuación de diseño para un reactor de lecho fijo catalítico e isotérmico: dx ρ B r p = dz uc o donde: x = conversión z = altura (m) ρB = densidad del catalizador (kg cat / m3) rp = velocidad de reacción (kg Mol / kg cat hr) 9 u = velocidad de flujo superficial (kg Mol / hr ft2) co = fracción de reactivo a la entrada La ecuación de velocidad para la reacción es: − rC 2 H 4 = kPC 2 H 4 k = 0.0141 1/ 3 PO 2 2/3 = kgmol kgcat kgmol kgcat ⋅ atm ⋅ hr a 280°C Fuente (Scott Frogler Ingeniería de las Reacciones Químicas) Como la cantidad de O2 se encuentra en exceso, la concentración de O2 puede considerarse constante y por lo tanto: − rC 2 H 4 = kPC 2 H 4 1/ 3 PO 2 2/3 en términos de conversión: PAV = nRT nRT PA = V PA = C A RT 10 C A = C A o (1 − X A ) PA = C A o (1 − X A )RT [ − rC 2 H 4 = k C A o (1 − X A )RT C Ao = PA o RT = C B = 0.059 PTOTAL X A o RT = ] 1/ 3 (15 atm)(0.1) lt ⋅ atm 0.082058 (553.15°k ) mol ⋅ °k = 0.033 mol lt mol lt kgmol mol lt ⋅ 0.033 − rC 2 H 4 = 0.0141 (1 − X A )(553°k ) 0.082 kgcat ⋅ atm ⋅ hr lt mol − rC 2 H 4 = 0.0312(1 − X A ) 1/ 3 = kgmol kgcat ⋅ hr Gm = 3109.79 kg. mol / hr n = 1000 tubos a = Para un tubo de cedula 40 a = 0.01414 ft2 = 1.313 × 10-3 m2 11 Gm u= n⋅a u= 3109.79 kgmol hr = 2368.43 kgmol (1000) 1.313 × 10 −3 m 2 hr ⋅ m 2 ( ) kgcat 1 ft 3 kgcat lbcat ρ B = 120 3 0.454 = 1923 . 94 lbcat (0.3048m )3 ft m3 Fracción de C2H4 a la entrada = 0.1 kgcat kgmol 1/ 3 0 . 0312 1 ( − ) X 1923.94 A kgcat ⋅ hr m 3 dx = kgmol dz (0.1) 2368.46 2 hr ⋅ m dx 1/ 3 = 0.2534(1 − X A ) m −1 dz Comprobando las unidades: 12 dx = dz kgcat m3 kgmol kgmol kgcat ⋅ hr m 3 ⋅ hr 1 = = kgmol kgmol m hr ⋅ m 2 hr ⋅ m 2 Resolviendo por Runge-Kutta K1 0.506 0.179 0.127 0.096 0.0756 0.06 0.048 0.039 0.032 0.027 0.022 0.018 Zo = 0 K2 0.185 0.146 0.109 0.084 0.0669 0.053 0.043 0.035 0.029 0.024 0.02 0.017 K3 0.277 0.152 0.111 0.085 0.0679 0.054 0.044 0.036 0.029 0.024 0.02 0.017 H = 2m K4 0.176 0.126 0.096 0.075 0.06 0.048 0.039 0.032 0.027 0.022 0.018 0.015 X 0.268 0.419 0.529 0.615 0.683 0.737 0.781 0.817 0.847 0.871 0.893 0.91 24 22 20 18 16 14 Z Xo = 0 12 10 8 Z (m) 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 22 24 13 Z = 22.407 m Corriente de salida del producto. Tubos Empacados Lecho Catalítico. Fluido Enfriador 22.407 m Alimentación. Salida Fluido Enfriador 14 SÍNTESIS DE SISTEMAS DE SEPARACIÓN Se selecciona agua como disolvente. PM = 18 El componente clave a separar es C2H4O Temperatura = 20° C Presión de la columna = 1 atm Fracción mol de clave a la entrada es = 0.105 Eficiencia de la absorción para clave = 0.9 Fracción del componente clave en el líquido de entrada = 0 Datos de equilibrio para el sistema C2H4O – H2O y= 1.38x 15 Se tomará 40% más de agua que el mínimo necesario. Gm = 2643.3 = 881.1 kgmol hr 3 0.105 = 1.38 x x = 0.07608 → En equilibrio 0.105 − 0.0105 L = 1.24 = 0.07608 G min La cantidad mínima de agua a usar es: kgmol kgmol L = (1.24 ) 881.1 = 1092 . 564 H 2O hr hr El valor de L G es (1.24 )(1.4 ) = 1.736 16 La fracción del clave a la salida líquida es: x= 0.105 − 0.0105 = 0.054435 1.736 El factor de absorción es: A= 1.736 = 1.2579 1.38 De la ecuación de Kresmer-SoundersBrown. y n +1 − Hx o 0.105 − 0 = = 10 y1 − Hx o 0.0105 − 0 1.2579 − 1 1 log (10) + 1.2579 1.2579 0.4541 n= = = 4.55823 etapas log(1.2579) 0.0996 ∴n ≈ 5 Flujo del gas 17 kgmol kg kgmol kg kgmol + 277.54 + 60.7959 G = 2238.87 28 44 hr kgmol hr kgmol hr G= 77575.13 kgmol hr = 25858.37 kgmol hr 3 PMprom = 29.34 Densidad prom. = 4.8 kg / m3 Viscosidad cinemática 0.48 cts (4.8×10-7 m2 / s) ρ = 998 kg / m3 L = 34140.43 kg/hr Debido a la magnitud de flujos es económicamente más factible el empleo de platos para la absorción. En este caso sería más conveniente utilizar 3 columnas de menor diámetro para dividir el flujo de gas y líquido. Si se estima Lm ρv inundación: Vm ρl un 80% 1/ 2 = 0.1203 44890.14 4.8 kg m 3 25858.37 998 kg m 3 0 .5 = 0.1203 (0.0915) de 18 ρv Un l − v ρ ρ 0.5 4 .8 = Un 998 − 4.8 0.5 = 0.0695 Un Para una separación entre platos de 0.5 m, Un y Lm ρv Vm ρl 0.5 = 0.1203 0.0695 Un = 0.09 Un = 1.29 m s A un 80% de la velocidad inundación, la velocidad de vapor es: 1.29 m m × 80% = 1.035 s s Caudal volumétrico vapor: kgmol 1hr kg 25858.37 29.34 hr 3600 s kgmol m3 = 43.905 kg s 4.8 3 m Área de la torre: m3 43.905 s = 42.42m 2 m 1.035 s de 19 D = 6.51m La altura de la columna es: Hc = 0.15(5) + 4.27 = 6.77m Absorción de componentes no claves (procedimiento de Kresmes-Brown). Componente Alimentación K a 1 atm 25 °C N2 86.87 750 C2H4O 10.76 1.3891 CO2 2.35 22.15 Factor de Factor absorción absorbi 2.314×10-3 0.02 1.2579 0.92 0.078 0.3 Componente Kg moles Composición Kg mol Absorbidos del LIQ. a la No salida Absorbidos N2 44.77 5.74×10-3 2194.10 C2H4O 249.89 0.032 27.65 CO2 18.23 2.338×10-3 42.5659 H2O 7481.69 0.9598 -------TANQUE DE SEPARACIÓN LÍQUIDO-VAPOR Composición del líquido a la salida de la columna de Absorción. 20 Componente Flujo (kgmol/hr) N2 44.77 CO2 18.23 C2H4O 249.89 H2O 7481.69 TOTAL 7794.58 Fracción Molar 5.74×10-3 2.338×10-3 0.0320 0.9598 1 Del Banco de Datos: Com. PM A N2 CO2 B C Tb (° ρ liq. K) 77.4 0.804 194.7 0.777 28 14.9542 588.72 - 6.6 44 22.5898 3103.39 0.16 C2H4O 44 16.74 2567.61 283.5 0.899 29.01 H2O 18 18.3036 3816.44 373 0.998 46.13 Temperaturas de Ebullición a 5 atmósferas: N2 94.31 CO2 216.46 C2H4O 331.17 H2O 425.46 21 Condiciones de operación del separador Líquido-Vapor: T = 30 ° C = 303 ° k ; P = 5 atm. Flujos de la Corriente: LÍQUIDO: WL = (249.89 )(44 ) + (7481.69 )(18) = 145665.58 kgmol ρ L = (0.98)(998) + (0.02)(899) = 996.02 kgmol m3 145665.58 kgmol hr m3 m3 VL = = 146.25 = 2.437 hr min 996 kgmol m 3 VAPOR: WV = (44.77 )(28) + (18.23)(44) = 2055.68 kgmol ρV = ρ AIRE = 1.25 kgmol hr m3 2055.68 kgmol hr m3 m3 VV = = 1644.54 = 27.4 hr min 1.25 kgmol m 3 Para un tiempo de residencia de 5 minutos: hr 22 V V = (V L + VV )θ = (2.437 + 27.4 )(5) = 149.23m 3 Con sobre diseño de 20%: V = 179.0764m 3 Para un tanque de este tipo: L =4 D V = ⇒ πD 2 4 L = 4D (4 D ) = πD 3 179.07 = πD 3 D = 3.8485 m L = 15.39 m COLUMNA DE DESTILACIÓN El líquido que sale del tanque de separación líquido-vapor pasa a una columna de destilación que opera a 5 atmósferas y opera con una recuperación de claves de 99.99%, la alimentación es un líquido saturado. ALIMENTACIÓN C2H4O 249.89 0.0323 kgmol/hr H2O 7481.69 0.9676 P = 5 atm - Alimentación de líquido saturado - Recuperación de claves: 99.9% 23 kgmol/hr 7731.58 kgmol/hr 1 DESTILADO C2H4O 249.86 0.979 kgmol/hr H2O 0.7481kgmol/hr 2.98×103 327.353 kgmol/hr 1 FONDO C2H4O 0.024989 3.34×106 kgmol/hr H2O 7480.941kgmol/hr .9999 7480.96kgmol/hr 1 Cálculo de la temperatura de la Alimentación, Destilado y Fondo utilizando la Ecuación de Antoine y la Ley de Dalton. 24 Punto de Burbuja. Punto de Rocío. ∑ X i ⋅ ki − 1 = 0 yi ∑ k −1= 0 i Pvi ki = PT Pvi = e B A− T +C Temperatura de la Alimentación: PT = 5 atm = 3800mm hg . 44 16 .74 − 2567 .61 18 .3036 − T3816 T − 29 .01 − 46 . 13 0 . 0323 e 0 .9676 e + 3800 3800 −1 = 0 T = 417.7 ° k Temperatura del Destilado: .61 .44 16 .74 − T2567 18 .3036 − T3816 − 29 .01 −3 − 46 .13 0 .997 e 2 .98 × 10 e + 3800 3800 T = 331.3 ° k −1 = 0 25 Temperatura del Fondo . 61 . 44 16 .74 − T2567 18 .3036 − T3816 − 29 . 01 − 46 . 13 3 . 34 × 10 e 0 . 9999 e + 3800 3800 −6 T = 425.4 ° k Coeficientes de Distribución: Alimentación (T = 417.7 ° k) K C2H4O 6.628 H2O 0.8102 α 8.18 1 Destilado (T = 331.3 ° k) K C2H4O 1.0033 H2O 0.0357 α 28.1036 1 Número de etapas mínimas: −1 = 0 26 1.0033 6.628 αm = × 0 . 0357 0 . 8102 S min 1/ 2 = 15.1626 249.86 7480.941 log 0.7481 .02498 = ] = 6.775 ≈ 7 etapas mínimas log(15.1626) Reflujo mínimo: (α i −r )F ⋅ Z F ∑ (α ) − θ i−r F = 1− q (8.180)(0.0323) + (1)(0.9676) = 0 8.180 − θ 1−θ 0.264214 0.9676 + =0 8.180 − θ 1−θ 1 < θ < 8.180 θ = 6.24 (α i −r )F ⋅ X iD ∑ (α ) − θ i −r F = 1 + Rm (8.180)(0.997 ) + 2.98 × 10 −3 8.180 − 6.24 1 − 6.24 = 1 + Rm 27 5.2927 − 5.28 × 10 −4 = 1 + Rm Rm = 4.2952 R = 1.1Rm R = (1.1) (4.2952) = 4.7247 Número de etapas. R − Rm 4.7247 − 5.2952 = = 0.075 = γ R +1 5.7247 0.075 < .125 por lo tanto: S − Sm = 0.5039 − 0.5968γ − 0.0908 log(γ ) S +1 S − 6775 = 0.5612 S +1 S − 6.775 = 0.5612 ⋅ S + 0.5612 S = 16.71 etapas ≈ 17 etapas Diámetro de la Columna. 1 V = 0.761 5 T DV = 1/ 2 = 0.3403 (0.0323 )(3800 ) + (0.9676 )(3800 ) − 1 = 0 e 2567 .61 16 .74 − T − 2901 e 3816 .44 18 .3036 − T − 46 .13 28 TDV = 339.18 ° K 4 339.18 1 1 (250.6 )(5.7247 )(22.2 ) Dc = ( ) π 0 . 3403 273 5 3600 Dc = 2.8679 mts Altura de la Columna: 17 Hc = 0.61 + 4.27 .8 Hc = 17.2325 mts CONDENSADOR. t2= 329.18 ° k T1= 339.18 ° k T2= 331.3 ° k t1= 303 ° k T1 - T2 = 10 ° k T2 – t1 = 28.3 ° k 1/ 2 29 Se utiliza agua de enfriamiento a 30 ° C = 303 ° k y una ∆Tmin = 10 ° k Entalpias de gases y líquidos para C2H4O y H2O donde T (° R), H (BTU/lb mol) *HOLLAND Q = V1 (Hˆ V 1 − Hˆ L 0 ) Para HV1 T = TDV = 339.18° k = 611.124° R H V 1 = (0.997 )(16723.0996) + 298 × 10 −3 (20320.452) ( H V 1 = 16733.48525 ) BTU 1 lbmol 0.252kcal kcal = 9288.19 lbmol 0.454kgmol 1 BTU kgmol Para HV1 T = TDV = 339.18° k = 611.124° R ( ) H V 1 = (0.997 )(10550.6247 ) + 298 × 10 −3 (1842.9024) H V 1 = 10524.4646 BTU 1 lbmol 0.252kcal kcal = 5841.7733 lbmol 0.454kgmol 1 BTU kgmol 30 Q = D(R + 1)(Hˆ V 1 − Hˆ l ) kgmol kcal Q = 1434.6098 (9288.19 − 5841.7733) hr kgmol Q = 4944263.13 ∆TML = kcal hr 10 − 28.3 = 17.5914°k 10 ln 28.3 Considerando U = 732 kcal/ m2 hr ° k A= A= Q U∆TML 49442636.13 kcal hr = 383.994m 2 2 732 kcal hr ⋅ m ⋅ °k (17.59°k ) ( ) REBOILER: Q R = QC − FH F + DH D + BH B HF a T = 751.86° R 31 H F = (.0323)(13894.4223) + (.9676 )(4643.3118) H F = 4941.6583 HD a BTU kcal = 2742.9468 lbmol kgmol T = 596.34° R ( ) H D = (0.997 )(10538.33) + 2.98 × 10 −3 (1832.09) H D = 10512.18321 BTU kcal = 5834.9563 lbmol kgmol HB T = 765.72° R a ( ) H B = 3.34 × 10 −6 (14210.062 ) + (.9999 )(4894.7061) H B = 4894.264 BTU kcal = 2716.6399 lbmol kgmol Q R = 4944263.13 − (7731.58)(2742.94) + (250.60)(5834.9563) + (7480.96)(2716 QR = 5522317.56 kcal / hr 32 Vapor de servicio a 130 psig y 347.32 ° F (448° k) Considerando U = 976 kcal / hr m2 ° k T2= 448° k T2= 425.4° k TN= 419.51° k t1= 448° k ∆TML = A= 22.6 − 28.49 = 25.43° K 22.6 ln 28.49 5522317.56 kcal hr kcal 976 (43.46°k ) hr ⋅ m 2 ⋅ °k = 222.497m 2 T2 - t2 = 22.6 T2 – t1 = 28.49 33 TANQUE DE CONDENSADOS. PM MEZCLA = ∑ xiD PM i ( ) PM MEZCLA = (0.997 )(44 ) + 2.98 × 10 −3 (18) = 43.921 L0 = (250.60)(5.7247 ) = 1434.6098 kgmol hr kgmol kg C 2 H 4 O = (0.997 )(1434.6098) = 1430.3059 (44) = 62933.46 hr hr ( ) kgmol kg H 2 O = 2.98 × 10 −3 (1434.6098) = 4.2751 (18) = 76.952 hr hr Total WC 2 H 4O = 0.9987 W B = 1.2212 × 10 −3 ρ C 2 H 4O = 899 ρ A = 998 kg cm 3 kg cm 3 63010.412 kg / hr 34 ρ M = (0.9987 )(899) + (2.98 × 10 −3 )(998) = 900 L0 = kg 3 hr = 70.01 m kg hr 900 3 m 63010.412 Tiempo de residencia = 5 min. VLIQ m3 = 70.01 (0.0833hr ) = 5.834m 3 hr al 75% Para 100% 5.834m 3 VT = = 7.778m 3 0.75 VT = π L = 3D 2 D ×L 4 3 7.778m 3 = πD 3 4 D = 1.489m L = 4.467 m RED DE INTERCAMBIO DE CALOR kg m3 35 Debido a que las reacciones que se verifican son exotérmicas es necesario extraer calor del reactor para mantener la condición isotérmica 260 a 280 ° C. El calor que debe extraerse es de 234000 BTU / lb mol de etileno alimentado. JM Smith Ing. de la Cinética Química. Calor que se debe extraer del reactor 234000 BTU .252kcal lbmol lbmol 1BTU .454kgmol 36 kcal kgmol kcal 129885 310 = 40264493.39 kgmol hr hr Se consideran las siguientes corrientes en el proceso las cuales debe adecuarse a las temperaturas requeridas por los equipos: En el punto 1 Componente N2 C2H4O CO2 H2O Flujo(kgmol/hr) 2238.87 277.56 60.79 60.79 Cp(kcal/kgmol°k) 6.97 15.12 9.89 8.23 WCp = 20894.67 Kcal/hr°C En el punto 2 Componente Flujo(kgmol/hr) Cp(kcal/kgmol°k) C2H4O 249.89 13.71 H2O 7481 8.153 WCp =65293.3657 Kcal/hr°C Q eliminado del reactor 37 Q = 40264493.39 kcal/hr Utilizando agua de enfriamiento a 30°C y calentándola a 90°C WCp = 671074.8898 Kcal/hr°K Aplicando punto de pliegue Corriente H1 H2 C1 WCp 20894.67 671074.88 65293.36 Tentrada 280 90 30 Tsalida 30 30 144 Utilizando AT mínima de 10 °C y ordenando las temperaturas 270-----1 144-----2 80-------3 30-------4 20-------5 38 Intervalos de temperatura 270—144 144---80 80-----30 30-----20 AH1 = 2632728.42 AH2 = -28441516.16 AT3 = 31333809.5 AT4 = 699695.5 Q=0 T1 = 270 AH1 = 2632728.42 T2 = 144 2632728.42 AH2 = 28441516.16 T3 = 80 -208787.74 AT3 = 31333809.5 T4 = 30 AT4 = 699695.5 Q= 208787.74 28441516.16 0 31125021.76 31333809 PUNTO DE PLIEGUE 39 T5 = 20 31824717 32033505 Punto de pliegue para corrientes frías 80 y para corrientes calientes 90°C Para arriba del punto de pliegue H1-C1 QH1 = 20894.67 x (280-90) = 3969987.3 QC1 = 65293.36 x (144-80) = 4178775.04 H1 se desarrolla totalmente y la temperatura de salida de C1 es 3969987.3 = 65293.36 x (T-80) T = 140.802 El área del intercambiador es ATML = 111.5 Para un intercambiador se considera U = 732 kcal/hr m2 °C A= 3969987.3kcal / hr = 48.64m 2 = 523.57 ft 2 732kcal / hrm2°C • 111.50°C 40 Para C1-servicios Se utiliza vapor a 282°C y 6.5 bar λ = 657 BTU kcal = 367.57 lb kg QC1 = 65293.36 x (144 - 140.82) = 207632.88 207632.88 = Wvap (367.57 kcal/kg) Wvap = 564.87 kg/hr El área del intercambiador es: ATML = 139.58 Considerando U = 976 kcal/hr m2 °C A= 207632.88kcal / hr = 1.524m 2 = 16.40 ft 2 976kcal / hrm2°C • 139.58°C Para abajo del punto de pliegue H2-C1 QH2 = 671074 x (90-30) = 40264440 QC2 = 65293.36 x (80-30) = 3264668 41 C1 se desarrolla totalmente, la temperatura de salida de de H2 es: 3264668 = 6710474 x (90-T) T = 85.13 Área del intercambiador ATML = 54.84 Considerando U = 732 kcal/hr m2 °C A= 33264668kcal / hr = 81.32m 2 = 875.4 ft 2 732kcal / hrm2°C • 54.84°C Para H2- servicios Como servicio de enfriamiento se utiliza agua a 20°C y se calienta hasta 85 °C QH2 = 671074 x (85-30) = 36909070 36909070 = Wagua x 55 Wagua = 671074 kg/hr Calculo del área ATML = 58.34 Considerando U = 976 kcal/hr m2 °C 42 A= 36909070kcal / hr = 696.128m 2 = 7493.3 ft 2 732kcal / hrm2°C • 58.34°C Para H1-servicios QH1 = 20894.67 x (80-20) = 1253680.2 1253680.2 = Wagua x 60 Wagua = 20894.6 kg/hr ATML = 59.44 A= 1253680kcal / hr = 28.81m 2 = 310.15 ft 2 732kcal / hrm2°C • 59.44°C RED DE INTERCAMBIO DE CALOR 43 H2 C1 SERV. ENFR 1 4 SERV. ENFR H1 2 SERV CAL 3 5 COSTOS La estimación de los costos de equipo y de servicios se hace en base a las correlaciones de Chemical Engineering Plant Cost Index, se considera para todo el proceso la utilización de acero al carbono 44 (SA-203-C) como material de construcción debido a que sus propiedades mecánicas y resistencia a la corrosión resultan adecuadas técnica y económicamente para el proceso, el índice para 1982 es 315 y 394.2 para 200, por lo que el factor de corrección por costos para 2001 es: 1.2517 PARA EL REACTOR Se considera un recipiente horizontal de 22.407m de largo y 2m de diámetro Cp = 30000 USD Para una presion de operación de 15 atm y Fm = 1 FBM = 4 CBM = 30000 x 4 = 120000 USD CBM (2001) = 150209.52 USD PARA LA COLUMNA DE ABSORCION Se requieren tres columnas de absorción de diámetro 6.51m y altura de 6.77m que 45 operan a presión atmosférica, el número de platos para cada una de ellas es 5 Para cada recipiente el costo es: CBM = 1780(6.77)0.87 (6.51)1.23[2.86 + 1.694(1)(10.01 − 7.408Ln CBM = 549906.14 USD CBM (2001) = 687382.67 Para los platos C BM = [193.04 + 22.72(6.51) + 6.38(6.51) 2 ](1)(5)(2.45) CBM = 7488.81 USD CBM (2001) = 9361.02 USD PARA EL TANQUE DE SEPARACION LIQUIDO VAPOR Diámetro = 3.8485 Longitud = 15.39 FM = 1 P = 4.9 bar Fp = 1.4 FBM = 3 46 CBM = 38000 x 3 = 104000 USD CBM(2001) = 130000 USD PARA LA COLUMNA DE DESTILACION Para el recipiente P = 4.9 bar FM = 1 D = 2.86 H = 17.23 CBM = 1780(17.23)0.87 (2.86)1.23[2.86 + 1.694(1)(10.01 − 7.408 Ln(14.9) − 1.395( Ln 4.9) 2 ] CBM = 450681.9619 USD CBM (2001) = 563352.4524 USD Para los platos Numero de etapas = 17 CBM = [193.04 + 22.72(2.86) + 6.38(2.86) 2 ](1)(17)(1.2) CBM = 15338.83 USD CBM (2001) = 19173.53 USD Para acumulador P = 4.9 bar FM =1 FBM = 3 47 D = 1.4489 m L = 4.46 m CBM = 8000 x 3 = 24000 USD CBM (2001) = 30000 USD Para condensador A = 383.994 m2 FM = 1 P = 4.9 bar CBM = 450(383.994)0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9)0.09 CBM = 88637.9 USD CBM(2001) = 110797.32 USD Para reboiler A = 222.49 m2 FM = 1 P = 4.9 bar CBM = 450(222.49) 0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9)0.09 CBM = 60493.63 USD CBM(2001) = 75617.04 USD 48 PARA LOS INTERCAMBIADORES Para 1 A = 81.32 m2 FM = 1 P = 4.9 bar CBM = 450(81.32)0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9)0.09 CBM = 29904.08 USD CBM(2001) = 37380.10 USD Para 2 A = 48.64 m2 FM = 1 P = 4.9 bar CBM = 450(48.64)0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9)0.09 CBM = 20868.33 USD CBM(2001) = 26085.42 USD Para 3 A = 1.524 m2 FM = 1 P = 4.9 bar 49 CBM = 450(1.524) 0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9) 0.09 CBM = 1847.91 USD CBM(2001) = 2309.89 USD Para 4 A = 696.128 m2 FM = 1 P = 4.9 bar CBM = 450(696.128)0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9)0.09 CBM = 134443.90 USD CBM(2001) = 168054.57 USD Para 5 A = 28.81 m2 FM = 1 P = 4.9 bar CBM = 450(28.81)0.7 (1.65 + 1.22(1)(4.9)0.09 CBM = 14463.47 USD CBM(2001) = 18079.34 USD 50