Proceso de producción de óxido de etileno

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