Articulo de Douglas Traducido Al Español

 

Un procedimiento pr ocedimiento de d e decis decisión ión jerárqu jerárquica ica para la síntesis de d el proc pr oce eso Se ha desarrollado un nuevo procedimiento para sintetizar diagramas de flujo del proceso y diseños de casos base. El procedimiento es de naturaleza evolutiva y procede a través de una  jerarquía de niveles niveles de decisión, donde se agrega una estructura más más fina al diagrama de flujo en cada nivel de decisión. Las heurísticas se usan para obtener algunos de los elementos estructurales del diagrama de flujo, y otras heurísticas se usan para tomar algunas de las decisiones requeridas en los distintos niveles de decisión. En muchos casos, no hay heurísticas disponibles, por lo que se generan alternativas de proceso. La parte de análisis del procedimiento tiene un fuerte enfoque en las compensaciones económicas que están asociadas con las variables de diseño significativas.

J. M. DOUGLAS Departamento Depa rtamento de Ingeniería Química Universidad de Massachusetts Massachusetts  Amh ers t, MA 01003

ALCANCE El diseño del proceso proporciona proporciona la columna vertebral de las industrias petrolera y química; También es el curso final en el plan de estudios de ingeniería química de pregrado. Sin embargo, no hay un procedimiento paso a paso disponible en la literatura que pueda usarse

para desarrollar un diagrama de flujo de proceso o un diseño de caso base. Además, la lógica y / o el orden en que se toman las decisiones para desarrollar un primer diagrama de flujo no han sido discutidos previamente en la literatura.

CONCLUSIONES Y SIGNIFICADO Se presenta un procedimiento de síntesis / análisis para desarrollar los primeros diagramas de flujo y diseños de casos base. El procedimiento se describe en términos de una jerarquía de decisiones, donde en cada nivel de decisiones se agrega una estructura más fina a un diagrama de flujo de bloque del proceso. En muchos casos, se pueden usar heurísticas publicadas previamente o algunas heurísticas nuevas para guiar las

decisiones, pero en muchas otras situaciones no hay heurísticas disponibles. Es posible identificar las compensaciones económicas asociadas con las decisiones sobre las variables de diseño, pero se requiere un enfoque de estudio de caso para evaluar las alternativas de proceso. La síntesis / análisis no necesariamente conduce al "mejor" diseño, pero debería ser útil para desarrollar diseños "razonables".

INTRODUCCIÓN El problema de traducir el descubrimiento de una nueva reacción por parte de un químico en un diagrama de flujo del proceso y un diseño de caso base siempre está subdefinido. Por lo tanto, es necesario introducir numerosas suposiciones para obtener un problema bien planteado. Estos supuestos se pueden dividir en tres categorías (Douglas, 1982): Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

1.  Suposiciones que fijan partes de la hoja de flujo del proceso. 2.  Suposiciones que arreglan algunas de las variables de diseño. 3.  Suposiciones que arreglan las conexiones con el entorno. Marzo, 1985

 

Si cambiamos los supuestos que fijan partes de la hoja de flujo del d el proceso, generamos alternativas de proceso. Para la mayoría de los procesos podemos generar más de un millón de diagramas de flujo de esta manera. Si cambiamos los supuestos que arreglan algunas de las variables de diseño, generamos problemas de optimización. Westerberg (1981) ha sugerido que hay alrededor de 10 a 20 variables de optimización por diagrama de flujo. Si cambiamos los supuestos que arreglan las conexiones con el entorno, generamos problemas de operabilidad y control del proceso. Normalmente, no consideramos estos problemas hasta que, después de habernos desarrollado de manera rentable, no nos importa la operabilidad o el control). Después de una extensa serie de discusiones con diseñadores industriales, parece haber un consenso de que los principales errores en los diseños existentes fueron causados por la fijación de la hoja de flujo a principios del desarrollo de un proceso. En otras palabras, alguien se dio cuenta de que había una mejor alternativa de proceso cuando era demasiado tarde para hacer cambios en la definición del proyecto. Por lo tanto, existe la necesidad de tener mejores herramientas disponibles que puedan usarse para generar y seleccionar alternativas de proceso.

Trabajo previo Se han realizado dos intentos principales para desarrollar programas de diseño asistidos por computadora que generarían diagramas de flujo de proceso: IADES (Siirola et al., 1971; Siirola y Rudd, 1971; Powers, 1972) y BALTAZAR (Mahelec y Motard, 1977). Ambos programas están diseñados para generar diagramas de flujo de proceso para plantas multiproducto. Seleccionan los mejores materiales para usar y el mejor ser de reacciones para el proceso entre una serie de alternativas. Por lo tanto, los programas se centran en el problema de la asignación de especies. especies. Sin embargo, en sus formas actuales ninguno de los programas incluye algoritmos para calcular los tamaños y costos de los equipos y, por lo tanto, no producen un diseño de caso base. El alcance de nuestro procedimiento es mucho más modesto. Solo se consideran plantas de un solo producto con una serie específica de materias primas y una ruta de reacción específica. Por lo tanto, el problema de asignación de especies se puede resolver utilizando heurísticas simples. El enfoque principal de nuestro procedimiento está en el desarrollo de un diseño de caso base razonable, las compensaciones económicas Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

significativas que están asociadas con este diseño y algunas alternativas de proceso que deben evaluarse.

Propósito de la investigación Un objetivo principal de esta investigación fue identificar dónde faltan las heurísticas del diseño, así como proporcionar definiciones mejoradas de problemas de síntesis para piezas del diseño general. Por ejemplo, en la actualidad no parece haber ninguna heurística disponible para ayudar a decidir si la absorción, la adsorción o la condensación deben elegirse como un sistema de recuperación de vapor. Del mismo modo, la investigación actual sobre la selección de secuencias de separación se basa en la declaración del problema: dada una sola alimentación, ¿cuál es la mejor selección de unidades de separación para obtener el conjunto requerido de productos puros? Nuestro procedimiento indica que en muchos procesos debe haber múltiples flujos de alimentación que requieren separación, y que normalmente la especificación de las composiciones del producto depende de las interacciones con el proceso. Por lo tanto, esperamos que el procedimiento proporcione un punto focal para las definiciones de nuevos problemas de investigación en diseño. Actualmente, la mayoría de de los estudiantes universitarios están expuestos a un solo estudio de caso, por lo que desarrollan otros tipos de diagramas de flujo. El procedimiento de síntesis debería permitir ampliar este alcance.

Síntesis de procesos: un nuevo enfoque El procedimiento de síntesis del proceso descompone el problema de diseño en una jerarquía de decisiones, como sigue: Nivel 1: Lote vs. Continuo Nivel 2: Estructura de entrada-salida del diagrama de flujo Nivel 3: Reciclar la estructura del diagrama de flujo y las consideraciones del reactor Nivel 4: Especificación del sistema de separación Nivel 4a: sistema de recuperación de vapor Nivel 4b: sistema de recuperación de líquidos Nivel 5: Red de intercambiadores de calor El proceso completo siempre se considera en cada nivel de decisión, pero se agrega una estructura fina adicional a la hoja de flujo a medida que avanzamos a los niveles de decisión posteriores. Las técnicas de síntesis y heurísticas recientemente desarrolladas son utilizadas por el diseñador, siempre que existan, como guía para Marzo, 1985

 

tomar las decisiones requeridas. Al acumular las decisiones tomadas por el diseñador para los casos en que no hay heurística, o donde el diseñador anula la heurística, podemos desarrollar una lista de alternativas de proceso que deben considerarse. considerarse. Cada nivel de decisión termina en un análisis económico. La experiencia indica que menos del uno por ciento de las ideas para nuevos diseños se comercializan y, por lo tanto, es muy deseable descartar rápidamente los proyectos pobres. Del mismo modo, las decisiones de nivel posterior. El procedimiento de síntesis se describe en detalle a continuación. En la actualidad, el procedimiento está limitado a procesos continuos con vapor y fases líquidas.

Información de entrada La información de entrada requerida para desarrollar un diagrama de flujo de proceso y un diseño de caso base es: A. reacciones 1.  La estequiometria, temperatura y presión de cada reacción. 2.  Una correlación de la distribución d istribución del producto frente a la conversión (y la temperatura). 3.  El catalizador para cada reacción (en la actualidad, el programa no manejará la desactivación del catalizador). 4.  La condición de fase deseada de cada paso de reacción. B. Productos 1.  Tasa de producción deseada y pureza del producto. 2.  Precio del producto, o precio vs. pureza. 3.  Valor de todos los subproductos como productos químicos o combustible. C. Materias primas 1.  Composición, temperatura y presión de todas las corrientes de materia prima. 2.  Precios de todas las corrientes de materia prima, o precio vs. pureza. D. restricciones 1.  Límites de explosividad y consideraciones de seguridad. 2.  Límites de coque, límites de polimerización o descomposición, etc. E. Datos de planta y sitio 1.  Servicios públicos: combustible, niveles de vapor, agua de refrigeración, refrigeración, refrigeración, etc. 2.  Instalaciones de eliminación de residuos y cunas. Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

EJEMPLO DE HDA: HIDRODESALQUILACIÓN DE TOLUENO A BENCENO Para ilustrar el procedimiento, consideramos un proceso continuo para producir benceno mediante la hidrodesalquilación (HDA) de tolueno. Las reacciones de interés son:

  →   2 ↔  

(1) (2)

La presión deseada del reactor es 3.450 kN/m2  (500 psia), y la temperatura de entrada del reactor debe exceder los 895°K (1,150°F) para obtener una velocidad de reacción suficientemente grande. La selectividad (benceno producido en la salida del reactor dividido por el tolueno convertido en el reactor) viene dada por

.36.  =1 −

(3)

La salida del reactor debe mantenerse por debajo de 978°K (1.300°F) para evitar reacciones de hidrocraqueo. La tasa de producción deseada de benceno es 265 kgmol /hr a una pureza  = 0.9999. Una corriente de tolueno puro está disponible en condiciones ambienta ambientales les y una corriente de hidrógeno que contiene 95% de H2 y 5% de CH4 está disponible a 311°K (100 ° F) y 3,790 kN /m2  (550 psia). La relación de hidrógeno a aromáticos en la entrada del reactor debe exceder 5 y el efluente del reactor debe enfriarse rápidamente a 895°K (1,150°F) para evitar la coquización. coquización.



NIVEL 1: LOTE VS. CONTINUO Dado que los procesos por lotes dependen del tiempo, tienen una estructura diferente y alternativas muy diferentes de las plantas continuas. El procedim procedimiento iento en su forma actual está restringido a procesos procesos continuos.

NIVEL 2: ESTRUCTURA DE ENTRADASALIDA DEL DIAGRAMA DE FLUJO Dado que los costos de las materias primas a menudo están en el rango de 35 a 85% del costo total de procesamiento (Grumer, 1967), enfocamos nuestra atención inicial en las variables de diseño que pueden afectar estos costos de flujo. Las decisiones que tomamos son: Marzo, 1985

 

1.  ¿Deberíamos purificar las corrientes de materia prima antes de procesar o procesar las impurezas de escritura? 2.  ¿Cuántas secuencias de productos habrá? 3.  ¿Necesitamo ¿Necesitamoss un reciclo de gas y una corriente de purga? ¿Cuáles son los costos asociados con una purga?

4.  ¿Se deben recuperar o reciclar los subproducto subproductoss reversibles hasta la extinción? 5.  ¿Cuáles son los costos asociados con las pérdidas de selectividad por reacciones complejas?

Reactante: Reciclar

Heurísticas para alimentar impurezas.

Reacción intermedia: Reciclar

Si las impurezas reaccionan es preferible removerlas antes del proceso. Si las impurezas son inertes, están presentes en cantidades bastante grandes, pero pueden ser separadas fácilmente por destilación, es preferible removerlas antes del proceso. No parece haber ninguna heurística disponible para cuantificar la cantidad. Del mismo modo, no parece haber ninguna heurística disponible para decidir si es mejor usar destilación azeotrópico u otra técnica de separación compleja para remover impurezas. Si una impureza entra en la corriente de alimentación es solo un componente de producto en uno o más reacciones r eacciones,, considerando poner la corriente de alimentación en el proceso en el punto donde esa impureza es recuperada y eliminada. Si la fase gas en la corriente reactante contiene impurezas ligeras (que hierve a bajas temperaturas que el propileno), procesa las impurezas.

Subproductos reversibles: reversibles: Ya se reciclar o sacar

Estas heurísticas están basadas en la práctica de la industria convencional a pesar de que no parecen haber sido publicadas. Es evidente que sería necesario desarrollar heurísticas cuantitativas para cada uno de los diversos casos.

Heurísticas para el número de corrientes de productos Primero asumimos que el reactor efluente contendrá todos los componentes en la corriente de alimentación y todos los componentes en cada paso de la reacción (a no ser que un componente es conocido por ser inestable, así que ese reacciona completamente). Si uno o más de estos componentes en el reactor efluente es altamente corrosivo, o podría ser polímero o descomponer subproductos indeseables, y si podemos forzar esta reacción para completar la reacción en orden para eliminar este tipo de componentes indeseables, lo eliminamos de la lista. Después, clasificaremos todos los componentes en el reactor efluente de la siguiente manera:

Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

Azeotropico con reactante: Ya se reciclar el azeotropico o romper el azeotropico y reciclar el reactante Producto primario: Sacar Subproducto valioso: Sacar Subproducto combustible: Sacar Subproducto gastado: Sacar Ahora ordenamos los componentes por su punto de ebullición, y agrupamos los componentes vecinos del mismo tipo. El número de productos en la corriente es asumido por ser el número de agrupaciones. Este análisis es basado en las heurísticas de destilación es normalmente la separación menos costosa y sería un desperdicio separar dos componentes y después d espués darles un tratamiento idéntico, e.g. enviar ambos para ser combustible o gastar en tratamiento.

Heurísticas para reciclar y purgar Si es reactivo y una impureza de alimentación o un subproducto de reacción ambos hierven a una temperaturaque más bajareciclado que el propileno (-48°C, asumimos el gas y la corriente de -55°F), purga son requeridas. Esta heurística es basada en parte en el hecho que el propileno puede ser condensado con agua de enfriamiento a alta presión, de modo que todos los materiales sean menos volátiles que el propileno se puede recuperar por destilación (o algún esquema de separación de líquidos) usando solo agua de enfriamiento. Por supuesto, en las plantas de etileno separamos etano del etileno por destilación usando condensadores de refrigeración e incluso separamos oxigeno del nitrógeno por destilación. Sin embargo, para la mayoría de los procesos, el costo de recuperación de reactivos gaseosos normalmente son mucho menos costosos que los(que orgánicos) de las impurezas gaseosas es tan grande que es más barato Marzo, 1985

 

descartar parte del reactivo en una corriente de purga. Otra alternativa, sin embargo, es usar un sistema de membrana para separar los componentes gaseosos.

Balance de materia y costos de flujo La dificultad de resolver los balances de material para un arreglo la tasa de producción de un componente deseado depende del tipo de procesos, como se muestra a continuación. En nuestro análisis inicial, asumimos por completo.

Figura 1. Diagrama de flujo de entrada-salida La recuperación de todos los materiales valiosos a menos que haya un reciclo de gas y flujo de purga. En otras palabras, todos los componentes de reacción no convertidos están completamente recuperados y reciclados. Por lo tanto, solo hay dos diagramas de flujo de interés, figura 1. Reacción individual. Si hay una reacción individual sin reciclo de gas y purga, siempre es una fácil calcular las materias primas requeridas y los flujos de subproductos de la estequiometria. (Tenga en cuenta que todos los componentes de reacción no convertidos que salen del reactor se reciclan hasta la extinción). Una vez que se han determinado las velocidades de alimentación de los reactivos, los flujos de impurezas se pueden calcular a partir de las composiciones de alimentación conocidas. Una vez que se han calculado los flujos, es simple calcular los costos de flujo. Reciclo y purga de gas. Si hay un reciclo de gas y una corriente de purga para reacciones simples o complejas, se desecha parte del reactivo. Para calcular los equilibrios globales del material, es necesario especificar la cantidad o composición del reactivo en la corriente de purga. Las grandes composiciones de reactivos en la corriente de purga corresponden a altos

costos de materia prima. Por otro lado, si se deja que los inertes se aumenten en la corriente de reciclado de gas para que la composición de purga del reactivo sea pequeña, habrá grandes flujos de reciclado de gas y grandes costos de reciclado de gas. Por lo tanto, siempre Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

hay una composición de purga optima de los reactivos; desafortunadamente, desafortunadament e, no hay una regla general que nos ayude a adivinar este valor. En la etapa de diseño preliminar, graficamos el valor de flujo neto frente a la composición compos ición de purga, donde:

   = =                         Normalmente, hay un valor de la composición de purga de reactivo por encima del cual los costos netos de la corriente se vuelven negativos, es decir, el valor de la materia prima desechada se vuelve tan grande que el proceso nunca será rentable. Por lo tanto, determinamos el rango de composiciones de purga de reactivo donde es posible una operación potencialmente rentable. Recuperación o reciclo de subproductos reversibles. Si un subproducto reversible tiene una pequeña concentración a la salida del reactor, normalmente es mejor reciclar este componente. Este enfoque ahorra perdidas de selectividad y generalmente requiere una unidad de separación menos. Sin embargo, no parece

haber ninguna heurística cuantitativa que ayude a corregir la composición. Algunos procesos se han comercializado utilizando ambos enfoques, es decir, recuperación y eliminación. eliminación. Reacciones complejas: Para calcular el balance general de materiales para reacciones complejas es necesario especificar la distribución del producto. Para una gran cantidad de procesos la distribución del producto. producto. Para una gran cantidad de procesos, la distribución de producto puede correlacionarse con la conversión (en algunos casos, la temperatura del reactor es importante). La experiencia también indica que la formación de subproductos y las materias primas requeridas aumentan rápidamente a medida que aumenta la conversión. Por lo tanto, el valor de flujo neto, la ecuación 4, disminuye d isminuye y normalmente se vuelve igual a cero en alguna conversión finita. Por supuesto, a conversiones muy bajas, donde las pérdidas de selectividad usualmente se acercan a cero, habrá un reciclo muy grande de reactivo no convertido. Por lo tanto, habrá una conversión optima arreglada por la economía del proceso, es decir, la perdida de selectividad y el costo del reactor equilibrado con el costo de reciclo. Se espera que esta conversión optima sea menor que la conversión correspondiente al rendimiento máximo. Normalmente hay una cantidad significativa de formación de subproductos con el

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ғт=в/

rendimiento máximo y, por lo tanto, si operamos con formaciones de subproductos más pequeños.

 

(5)

Y la producción de Difenilo, PD, es

ᴅ=в −

Tabla 1. Clasificación del reactor efluente.

Componente

NBP, K

Tipo de componente

H2  CH4  Benceno Tolueno Difenilo

20 112 353 384 528

Reactivo Subproducto combustible Producto Reactivo Subproducto combustible

 

(6)

El hidrogeno que ingresa en la corriente de gas de reposición, o.95 FC, será igual a la cantidad neta de hidrogeno consumida por la reacción, (PB/S) [1-(1-S) /2], más la cantidad perdida en la purga, yphPG:

.95ԍ= в 1 − нԍ

 

Y reciclar la cantidad de incremental de reactivo reducimos los costos totales de procesamiento. Desafortunadamente no hay estadísticas que nos ayuden a estimar la conversión óptima. óptima. Por lo tanto, en las etapas iniciales de diseño, graficamos el potencial económico frente a la conversión para encontrar la región donde podría ser posible una operación potencialmente potencialme nte rentable.

Algunas decisiones de nivel 2 para el ejemplo de HDA Dado que la impureza de metano en la corriente de alimentación de hidrogeno también es producida por la reacción primaria, no parece haber ningún incentivo para purificar la corriente de alimentación. Dado que el reciclo de Difenilo hasta la extinción ha sido patentado por otra compañía, evaluaremos la alternativa de proceso para recuperar el Difenilo. Dado que tanto el hidrogeno (un reactivo) como el metano (tanto una impureza de alimentación como un subproducto de combustible) son más livianos que el propileno, suponemos que necesitaremos un reciclo de gas y una corriente de purga (una separación de membrana de hidrogeno del metano ofrece otra alternativa de proceso). Clasificación del efluente del reactor. La clasificación del efluente del reactor se muestra en la tabla 1. Hay dos corrientes de producto liquido (benceno y Difenilo) y una corriente de purga que contiene H2  y CH4. El diagrama de flujo se muestra en la figura 2. Balance de materia general. Si suponemos que no hay perdidas de materiales valiosos (en lugar de la regla general de más de 99% de las recuperaciones), el tolueno convertido en el reactor será igual a la tasa de alimentación fresca de tolueno. Luego, para una tasa de producción de benceno PB, encontramos por la estequiometria que la tasa de alimentación fresca de tolueno FFT, es Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

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Un balance similar puede ser hecho para el metano

0.05ԍ в = 1н 1нԍ

 

(8)

Por lo tanto, el flujo del gas F ԍ y el flujo de purga están dadas por

в [1  − ԍ = .−н [1  −н −н −]

  (9)

ԍ=ԍв− 

  (10)

Desde estas expresiones, y la ecuación 3, vemos que la conversión, x, y la composición del hidrogeno de la corriente de purga, ypн, debe ser especificado para calentar los flujos de la corriente.  H2, CH4  95% H2, 5% CH4  PROCESO

BENCENO

DIFENILO

TOLUENO

Figura 2. Diagrama de flujo para proceso de benceno.

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1.  ¿Cuántos reactores se requieren? Si se usan múltiples reactores, ¿Qué corrientes de alimentación y corrientes de reciclo están asociadas con cada reactor, y se requiere alguna separación entre los reactores? r eactores? 2.  ¿Cuantas corrientes de reciclo hay? 3.  ¿Queremos usar un exceso de un reactivo en la entrada del reactor? 4.  ¿Se requiere un compresor de reciclo de gas? ¿Cómo afecta el compresor al potencial

Figura 3. Potencial económico en el nivel 2 vs composición de conversión y purga. Costos de corriente y economía potencial.   Definimos la economíaa potencia al nivel 2, EP2, como economí

económico?

EP2= Valor del benceno - Costo del tolueno - Costo del arreglo del H2 + Valor de combustible del Difenilo + Valor del combustible combustible de la purga (11) Por lo tanto, podemos trazar el potencial económico, como se muestra en la figura 3.

Discusión de las decisiones del nivel 2 La idea de calcular los valores de producto más subproducto menos los costos de materia prima al comienzo de un problema de diseño ha sido discutida previamente por Rudd et al. (1973), Myers y Seider (1976) y otros. Hemos extendido esta idea a procesos donde hay un reciclo de gas y una corriente de purga y a reacciones complejas. Para estos dos casos, que se encuentran comúnmente comúnmente en la práctica, los balances de materia globales dependen de la composición de la purga del reactivo y/o la conversión, y por lo tanto, grafiquemos los resultados para encontrar la región donde es posible una operación rentable.

NIVEL 3: ESTRUCTURA DE RECICLO DE LA HOJA DE FLUJO. Las variables de diseño más significativas para cualquier diagrama de flujo son los flujos de proceso. Hemos discutido los balances de material general en las decisiones del nivel 2, y ahora nos enfocamos en la determinación de los flujos de reciclo. El diagrama de flujo simplificado que usamos en esta etapa del análisis se muestra en la figura 4. Nuevamente, asumimos que podemos obtener recuperaciones completas de todos los componentes valiosos que son menos volátiles que el propileno. Las decisiones que tomamos en el nivel 3 son:

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Figura 4. Diagrama de flujo de estructura de reciclo.

5.  ¿Se debe operar el reactor adiabáticamente, con calentamiento o enfriamiento directo, o necesitamos un diluyente o un portador de calor?   6. Si la reacción es de equilibrio limitado, ¿queremos cambiar el equilibrio usando un exceso de composición, temperatura o presión? 7.  ¿Cómo afectan los costos del reactor al potencial económico?

Heurística para múltiples reactores Si algunos de los pasos de reacción tienen lugar a temperaturas o presiones muy diferentes, o si se usan diferentes catalizadores para diferentes pasos de reacción, entonces usamos diferentes reactores para estos pasos. Como conocemos la temperatura, la presión catalizador con cada paso de reacción y ael partir de laasociados información de entrada, asociamos los pasos de reacción con los números del reactor.

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Heurística para corrientes de alimentación del reactor Una vez que hemos asociado cada paso de reacción con un número de reactor, podemos identificar los componentes compone ntes que reaccionan con un número de reactor. Luego alimentamos las corrientes de materia prima en el primer reactor de la serie donde está presente ese componente de reacción.

Heurística para número y destinos de flujos de reciclo En las decisiones de Nivel 2 identificamos todos los componentes que serían reciclados. Ahora identificamos el número del reactor donde cada una de las especies de reciclo aparece por primera vez como un componente compone nte de reacción. Previamente hemos ordenado todos los componentes en el efluente del reactor por sus puntos de ebullición normales. Ahora agrupamos los componentes de reciclo vecinos que tienen el mismo destino del reactor. El número de corrientes de reciclo será el número de grumos; Sería un desperdicio separar dos componentes y devolverlos al mismo reactor.

estas situaciones, la conversión óptima a menudo supera el 99%. Reactivos múltiples: reacciones únicas o complejas. Las relaciones estequiométricas de los reactivos dan las velocidades de reacción más altas y los volúmenes de reactores más pequeños, pero en muchos casos es deseable operar con una cantidad en exceso de un reactivo en la entrada del reactor. Por ejemplo, se se puede usar un exceso de un componente para cambiar la conversión de equilibrio, forzar a otro componente a aproximarse a la conversión completa, disminuir la formación de coque, etc. Cuanto mayor sea la cantidad de exceso utilizada, mayor será el beneficio obtenido, pero mayor será el costo será recuperar y reciclar el componente excedente. Siempre habrá una cantidad óptima del exceso, pero esta optimización

Especificación de la estructura del reactor Después de identificar las corrientes de alimentación y reciclo asociadas con cada número de reactor, podemos agregar una estructura más fina al bloque del sistema del reactor en la hoja de flujo que se muestra en la Figura 4. Un ejemplo de este tipo se muestra en la Figura 5. Necesitamos para identificar esta estructura fina antes de desarrollar los balances de material reciclado.

Balances de material de reciclo El cálculo de los balances de material reciclado

Figura 5. Sistema de reactores. normalmente es muy difícil de cuantificar porque los datos de coque, por ejemplo, no están disponibles. Es una práctica común basar los primeros diseños en la relación de exceso utilizada en el laboratorio o la planta piloto.

depende del tipo de sistema bajo consideración. Reacciones únicas: reactivo limitante.  Para reacciones individuales, debemos especificar la conversión del reactor del reactivo limitante para calcular el flujo de reciclo del reactivo limitante. Hay una conversión óptima que implica una compensación entre los grandes costos del reactor a altas conversiones y los grandes costos de reciclo a bajas conversiones. Una primera aproximación razonable parece ser elegir una conversión del 96% para reacciones irreversibles y del 98% de equilibrio para reacciones reversibles. Reacciones individuales: sin reciclo. Cabe señalar que hay una conversión óptima para reacciones individuales,

Reacciones complejas.  Descubrimos que era necesario especificar la conversión del reactivo limitante para reacciones complejas a fin de poder calcular los equilibrios globales del material. Usamos este mismo valor para estimar los flujos de reciclo del reactivo limitante.

incluso si no hay reciclo . Para este caso, existe una compensación entre los costos del reactor (que aumentan) y los costos de las materias primas (que disminuyen) a medida que aumenta la conversión. En

Dado que el flujo de reciclo de gas puede depender de la composición de purga (si tenemos una corriente de purga) o de la l a conversión, graficamos el efecto de estas variables en los costos. Es decir, restamos el costo de energía anual y el costo de capital anualizado del

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Compresor de reciclo de gas Los compresores son uno de los equipos de procesamiento más caros; por lo tanto, deseamos estimar sus efectos sobre los costos totales de procesamiento al inicio de nuestro análisis de diseño.

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compresor del potencial económico dado por la ecuación. 11 Normalmente, obtenemos un óptimo (en función de la composición de purga y la conversión) de este procedimiento porque los flujos de reciclaje se vuelven muy grandes a medida que la conversión o la composición de purga del reactivo se vuelve muy pequeña. Sin embargo, este no es el verdadero óptimo, porque no hemos incluido todos los costos de reciclo. Sin embargo, podemos usar estos resultados para restringir aún más la región donde se ubicará el diseño óptimo (los valores a la izquierda del máximo se pueden eliminar de una consideración más profunda, ya que el verdadero óptimo estará en un nivel inferior y se desplazará a la derecha).

Figura 6. Estructura de reciclo del proceso de benceno.

Efectos de calor del reactor Limitaciones de equilibrio

Una vez que hemos estimado los flujos de reciclaje, podemos calcular el aumento de temperatura adiabático. El calor total generado en cada reactor depende de la distribución del producto y del calor generado por los diversos pasos de reacción, y esta

Siempre que escribamos nuestros balances generales en términos de tasas de flujo de componentes, siempre podemos obtener soluciones simples en términos de

generación de calor (consumo) calienta (enfría) los productos. Los programas convencionales de diseño asistido por computadora hacen que este cálculo sea simple, una vez que se han corregido los flujos. Como preferimos llevar rangos de flujo a través de nuestro análisis preliminar, graficamos el aumento de temperatura adiabático o la temperatura de salida del reactor en función de las variables de diseño. Si hay una limitación de temperatura debido a reacciones secundarias a la salida del reactor, este gráfico tiende a limitar aún más el rango de las variables de diseño donde es deseable operar. Si el aumento (caída) de la temperatura adiabática no es razonable, entonces

conversión, composición de purga o flujo, o relación molar de reactivos. Sin embargo, las conversiones que elegimos arbitrariamente pueden exceder los valores de equilibrio. Las conversiones de equilibrio impondrán restricciones adicionales a las curvas de costos y limitarán aún más el rango de las variables de diseño. Por supuesto, podemos cambiar la conversión de equilibrio usando un exceso de un reactivo, cambiando la temperatura del reactor o cambiando la presión del reactor. Por ejemplo, en el caso de reacciones reversibles exotérmicas, es deseable dividir el reactor en tres lechos adiabáticos y usar intercambiadores (o enfriamiento enfriamiento por inyección en frío) para ajustar los cambios de

evaluamos la posibilidad de utilizar calentamiento (enfriamiento) directo para obtener un cambio de temperatura razonable. La posibilidad de calentamiento directo (enfriamiento) depende del calor total generado (consumido) y la relación superficievolumen del reactor. En muchos casos es necesario usar un portador de calor (diluyente) para modificar el cambio de temperatura adiabática. Preferimos usar un mayor reciclado de reactivos o productos como portador de calor, porque con este enfoque no necesitamos agregar otra unidad de separación para recuperar y reciclar un componente externo. Si introducimos un componente extraño como portador

temperatura en estos lechos.

de calor (diluyente), queremos elegir uno que sea fácil de recuperar, como el vapor.

Costos del reactor En este punto del análisis, tenemos toda la información que necesitamos para poder diseñar un reactor. Nos preocupa principalmente obtener un diseño razonable, en lugar del d el diseño óptimo, porque nuestro análisis del sistema de separación podría cambiar los flujos de reciclo. Una vez que calculamos el tamaño y el costo del reactor, restamos el costo anualizado del potencial económico. Esperamos que el valor máximo en cada curva disminuya en magnitud y se desplace hacia la derecha.

Algunas decisiones de nivel 3 para el ejemplo de HDA Dado que ambas reacciones tienen lugar a la misma temperatura y presión, solo usamos un reactor. Dado

Revist a AIChE (Vol. 31, No. 3)

Marzo, 1985

 

que el H2  y el CH4  son un reciclaje de gas, que está separado del reciclaje de tolueno líquido en la Tabla 1 por el producto de benceno, debemos usar dos corrientes de reciclaje. Por lo tanto, el diagrama de flujo es como se muestra en la Figura 6. La información de entrada requiere que H2 / aromáticos = 5 en la entrada del reactor. Como estamos recuperando el difenilo en lugar de permitir que se acumule a su nivel de equilibrio, descuidamos los efectos de equilibrio. Reciclar balances de materiales. Una vez más, suponiendo la recuperación completa de todos los materiales valiosos, el tolueno alimentado al reactor, FT, será la suma del tolueno no convertido, FT   (1- x), y el tolueno de alimentación fresca, es decir:

O

 = 1       = ⁄ = / 

Este mismo resultado se obtendrá para cada proceso. El flujo de gas reciclado, RG, está fijado por la relación H2 / aromáticos

O

0.95  = 5 = 5     = 1 (5  0.95 ) 

Este resultado muestra claramente que el flujo de gas reciclado se vuelve ilimitado a medida que dejamos que los inertes se acumulen en la corriente de gas reciclado (es decir, YpH se aproxima a cero), y que el flujo de gas reciclado y los costos del compresor disminuyen a medida que la tasa de gas de reposición reposición y los costos de materia prima incrementar. Usando los resultados dados anteriormente, podemos calcular fácilmente todos los

Figura 7. Temperatura de salida del reactor

otros procesos fluyen. Reactor de efectos de calor . Ahora que hemos estimado todos los flujos del proceso, podemos fijar la

temperatura de entrada del reactor a 895 ° K (1,150 "F) y calcular la temperatura de salida del reactor para el caso de operación adiabática en función de la conversión y la composición de purga de hidrógeno, ver Figura 7. Los resultados indican que un reactor adiabático debe ser aceptable, siempre que la composición de conversión y purga de hidrógeno satisfaga las expresiones x