Ejercicios_HYSYS_2012 (1)
February 25, 2017 | Author: jjdotta | Category: N/A
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Utilitarios de Computación
GUÍA DE TRABAJOS PRÁCTICOS PARA DESARROLLAR CON HYSYS
Profesor: Ing. SERGIO FLORES JTP: Ing. CARLOS SICCATTO Auxiliar de 1ra.: Ing. GUILLERMO DEL FAVERO 2012
UTN – Facultad Regional Mendoza –Ingeniería Química
Tabla de Contenidos Problema 1 – Definición de Corrientes .......................................................................................................................... 4 Problema 2 – Equilibrio Líquido Vapor .......................................................................................................................... 5 Problema 3 – Cálculo De Cañerías ............................................................................................................................... 6 Problema 4 – Intercambiadores de Calor ...................................................................................................................... 8 Problema 5 - LNG.......................................................................................................................................................... 9 Problema 6 – Diseño de Intercambiadores ................................................................................................................. 10 Problema 7 – Líneas de Proceso ................................................................................................................................ 13 Problema 8 – Equipo de Refrigeración ........................................................................................................................ 14 Problema 9 – Descarga a Antorcha ............................................................................................................................ 16 Problema 10 – Reactores Químicos............................................................................................................................ 17 Problema 11 – Destilación........................................................................................................................................... 19 Problema 12 – Destilación........................................................................................................................................... 20 Problema 13 – Tren de Destilación ............................................................................................................................. 21 Problema 14 – Planta de Tratamiento de Gas ............................................................................................................ 22 Problema 15 – Planta de Etanol .................................................................................................................................. 23 Problema 16 – Set y Ajuste ......................................................................................................................................... 25 Problema 17 – Reciclo y Ajuste................................................................................................................................... 26 Problema 18 – Tren de Compresión ........................................................................................................................... 27 Problema 19 – Redes de Cañerías ............................................................................................................................. 28 Problema 20 – Ciclohexano ........................................................................................................................................ 29 Problema 21 – Glicol ................................................................................................................................................... 30 Problema 22 – Cloración de Propeno ......................................................................................................................... 31 Problema 23 – Recuperación de Paraxileno (Proceso Mobil Oil Corp.) ...................................................................... 32 Problema 24 – Anilina (Lonza / First Chemical Corp.)................................................................................................. 33 Problema 25 – Ácido Acrílico ...................................................................................................................................... 35
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Problema 26 – Hidrodealquilación............................................................................................................................... 36 Problema 27 – Dimetilformamida (The Leonard Process Co.) .................................................................................... 38 Problema 28 – Magnaforming I ................................................................................................................................... 40 Problema 29– Magnaforming Ii ................................................................................................................................... 42 Problema 30 – Diclorometano ..................................................................................................................................... 44 Problema 31 – Etilbenceno ......................................................................................................................................... 45 Problema 32 – Aromáticos – Proceso Mstdp (Mobil) .................................................................................................. 46 Problema 33 – Metanol ............................................................................................................................................... 48 Problema 34 - Cloración de Propileno ......................................................................................................................... 49 Problema 35 - Producción de Etileno .......................................................................................................................... 51 Problema 36 - Aromáticos ........................................................................................................................................... 53 Problema 37 – Planta de Producción de Aromáticos .................................................................................................. 55
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Problema 1 – Definición de Corrientes Definir las siguientes corrientes usando el simulador de procesos HYSYS: Componente
Agua Enfriamiento
Refrigerante
DeC2 OvrHd
DeC4 OvrHd
Frac Mol
Frac Mol
lb-mol/hr
lb-mol/hr
Nitrógeno
0
0
17.76520
0
CO2
0
0
720.2441
0.39290
Metano
0
0
713.6695
0.00850
Etano
0
0.0051
819.2071
58.9093
Propano
0
0.9883
111.8423
700.591
i-Butano
0
0.0037
0.038600
110.610
n-Butano
0
0.0029
0.008900
265.211
i-Pentano
0
0
0
2.49990
n-Pentano
0
0
0
0.83610
n-Hexane
0
0
0
0.01090
H2O
1.0
0
0
0
Temperatura °F
90.0
? ……
? ……
? ……
Presión Psia
75.0
14.7
473.0
215.0
Fracción de Vapor
?........
0.2845
1.0
1.0
Caudal (lbmol/h)
1750
2422
Después de observar cuidadosamente los resultados generados por el Simulador, obtenga los parámetros faltantes en el párrafo anterior
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Problema 2 – Equilibrio Líquido Vapor Las corrientes de alimentación a la planta son las siguientes: FeedHCB
Hidógeno
Aromáticos
Hidrógeno
(Kg/h)
0
800
0
Metano
(Kg/h)
0
250
0
Etano
(Kg/h)
325
52
0
Propano
(Kg/h)
620
0
0
i-Butano
(Kg/h)
532
0
0
n-Butano
(Kg/h)
544
0
0
Benceno
(Kg/h)
0
0
240
Tolueno
(Kg/h)
0
0
369
Presión
(Kg/cm2_g)
12
25
2
Temperatura
(°C)
40
5
138
Las corrientes FeedHCB y Aromáticos se mezclan antes de ser alimentadas a un Flash al cual también está ingresando la corriente Hidrógeno. A ambas corrientes que salen del flash se les debe incrementar la presión al doble. El alumno debe averiguar: a) El Temperatura de punto de rocío y de burbuja de la corriente FeedHCB en las condiciones dadas. b) La Presión de punto de rocío y de burbuja de la corriente Aromáticos en las condiciones dadas. c) ¿Cuál es la presión de las corrientes de salida del mezclador y cuál es la presión de salida del flash? Explique la razón de estos valores d) Indique los puntos de ebullición normal del benceno, del tolueno y de los butanos. e) En base a los resultados del flash, bajo esas condiciones describa qué separación se produjo.
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Problema 3 – Cálculo De Cañerías Se trata de resolver un sistema de distribución de almíbar a tres bocas de dosificación. El diagrama de la página siguiente muestra la forma en que la bomba impulsa el fluido a los tres picos de carga de envases. Las tres dosificadoras están provistas de válvulas neumáticas. Se puede utilizar en la simulación válvulas de retención a charnela(Check valve disk), donde la presión mínima de apertura de las mismas es de 1.2 bares. El problema que se presenta es el alto nivel de roturas de anclajes de las cañerías, presumiblemente debido a que la bomba puede estar sobredimensionada. DATOS: Termodinámica sugerida: Wilson Fluido:
Almíbar (solución de azúcar en agua). Se sugiere utilizar Sucrosa en Agua.
Concentración:
27 °Brix (27 g%g)
Caudal necesario:
15 m3/h
Cañería:
Acero inoxidable de 2” diámetro nominal
Potencia de Bomba:
3 KW
Temperatura amb.:
15°C
Temperatura del fluido
90°C
Presión:
Atmosférica
EVALUAR: 1) En función de la potencia instalada cuál es la presión real con que llega el fluido a los picos considerando: a. Las tres bocas en servicio b. Sólo la 1 y la 2 (cerrada la 3) c. Sólo la 1 (2 y 3 cerradas). 2) En caso que se detecte sobredimensionamiento de la bomba, calcular cuál sería la potencia adecuada para el servicio considerando la condición “a“. 3) En caso que no se pueda reemplazar la bomba, se probará agregando una válvula en la descarga para bajar la presión. ¿Hasta qué presión se puede bajar la descarga de la bomba de modo de poder cumplir con el servicio para los tres casos planteados?. 4) Para todos los planteos anteriores (preguntas 1, 2 y 3), ¿con qué temperatura se están cargando los envases? 5) Informe, para cada caso, la velocidad del fluido en la situación actual (Punto 1) y para el caso del fluido en las dos alternativas de mejora (Puntos 2 y 3). ¿Considerando estos valores, Ud. sugeriría que se cambien las cañerías por una de un diámetro mayor (por ejemplo 3”)?
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Problema 4 – Intercambiadores de Calor Se requiere condensar el fluido de los domos (DeC4 Ovhd) de una columna De-Butanizadora, y posteriormente enfriar hasta 110°F, de acuerdo con el esquema siguiente:
Para la solución de este problema, usar las condiciones de las corrientes definidas en el problema 1 para el agua de enfriamiento y para el lado de proceso usar la corriente DeC4 OvrHd. Como condensador se empleara un Soloaire (Cambiador enfriado por aire), y como enfriador se utilizará un intercambiador de tubos y coraza, enfriado con agua. Se tiene una caída de presión de 5 Psi tanto para el condensador, como para el enfriador del lado proceso y también para el lado de Tubos (Agua de Enfriamiento). Para el agua de enfriamiento se puede considerar una máxima temperatura de retorno de 115°F. La cantidad de la mezcla DeC4 a condensar es la siguiente: 1142.0 Lb-mol/Hr Obtener la Información Requerida para diseñar los intercambiadores: Condensador a) Curva de Condensación. b) Propiedades físicas tanto a la entrada como a la salida del condensador. c) Carga térmica. Enfriador a) Flujo de agua de enfriamiento. b) Propiedades físicas lado proceso tanto a la entrada como a la salida. c) Carga térmica. Nota: Para simular el condensador, usar un enfriador de HYSYS y cambiar el "Icono" por el de un soloaire.
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Problema 5 - LNG Se requiere condensar el fluido de los domos (Overhead) de una columna De-Ethanizadora de acuerdo con el esquema siguiente:
Para la solución de este problema, usar las corrientes definidas en el problema 1 para la corriente DeC2 OvrHd y Refrigerante. Como condensador se empleara un LNG Exchanger (Cambiador tipo Plate Fin o de placas corrugadas). Se tiene una caída de presión de 0.5 Psi para el condensador, y para el lado del refrigerante, esta es despreciable. El refrigerante es vaporizado en su totalidad al condensar los vapores del domo de la De-Etanizadora La cantidad de la mezcla a condensar es la siguiente: 2383 Lb-mol/Hr Obtener la información requerida para diseñar el intercambiador de calor: Lado Condensación. a) Curva de Condensación. b) Propiedades físicas tanto a la entrada como a la salida del condensador. c) Carga térmica. Lado Ebullición. a) Flujo de Refrigerante. b) Propiedades físicas lado proceso y lado refrigerante tanto a la entrada como a la salida.
Nota: Para simular el condensador, usar la operación unitaria del de HYSYS para un "LNG Heat Exchanger"
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Problema 6 – Diseño de Intercambiadores La corriente de proceso “FeedHC” tiene las siguientes características: Composición (Fracción molar) Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano
Condiciones Temperatura 50 °C Presión 20 Kg/cm2_g Caudal másico 6.000 Kg/h
0.20 0.25 0.25 0.15 0.15
Con el objeto de ser alimentada a un reactor se le debe bajar la temperatura, para lo cual se va a realizar un enfriamiento con un fluido de servicio, hasta los 25 °C y luego se va a completar el proceso alimentándola a un intercambiador de calor para aprovechar la temperatura de la corriente “FluidoFrío” que tiene los siguientes parámetros: Composición (Fracción molar) Etano 0.50 Propano 0.50
Condiciones Temperatura Presión
-1 °C 25 Kg/cm2_g
La corriente en estudio debe alcanzar los 15 °C finales (Corriente “FeedFrio”). La corriente que absorbe el calor luego debe calentarse hasta el estado de gas saturado para su aprovechamiento posterior. Para los tres intercambiadores se ha establecido que la caída de presión no debe superar 0,5 Kg/cm2.
EFrio FeedHC
Feed
FluidoFrio
E-101
ECalentador E-100
FluidoCaliente
FeedFrio
Gas E-102
El alumno debe encontrar el intercambiador óptimo para el servicio del E-100, tomando en cuenta la restricción que impone la caída de presión. Utilice para el diseño las tablas que se adjuntan a continuación. Estándares de tubos BWG 12 14 16 18 20
D0 = ½” D0 (m) 0.0127
Di (m) 0.00716 0.00848 0.0940 0.0102 0.01090
BWG 10 11 12 13 14 15 16 17 18
D0 = ¾” D0 (m) 0.0190
Di (m) 0.0122 0.0129 0.0135 0.0142 0.0148 0.0153 0.0157 0.0161 0.0165
BWG 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
D0 = 1” D0 (m) 0.0254
Di (m) 0.0170 0.0178 0.0185 0.0193 0.0198 0.0205 0.0211 0.0217 0.0221 0.0224 0.0229
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Problema 7 – Líneas de Proceso Desarrollar el siguiente proceso (Fluido: agua).
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Problema 8 – Equipo de Refrigeración Se requiere fijar las Bases de Diseño para un equipo de refrigeración, por lo que se requiere evaluar entre un sistema de una etapa de compresión y otro de dos etapas de compresión, de acuerdo con los siguientes esquemas:
Figura 1 Esquema de Refrigeración de una etapa de compresión
Figura 2 Esquema de Refrigeración con dos etapas de compresión La corriente de Proceso a ser enfriada es la que sale por el domo de la De-Etanizadora (DeC2) que se mencionó en el Problema 1 Para el esquema de refrigeración de una etapa de compresión su forma de operar es la siguiente:
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El Refrigerante que sale del Condensador (Soloaire) sale como líquido saturado y es enviado a través de una válvula en donde se reduce su presión hasta la presión atmosférica y como efecto de este cambio de presión, el fluido se flashea parcialmente y se reduce su temperatura para luego entrar al Chiller en donde se vaporiza en su totalidad, enfriando nuestro fluido de proceso. Una vez vaporizado, se envía a la succión del compresor en donde el fluido es comprimido hasta alcanzar una presión tal que le permita al refrigerante ser totalmente condensado a una temperatura de 130°F. Favor de notar que el condensador tira una presión de 10 Psi. Para el esquema de refrigeración de dos etapas de compresión su forma de operar es la siguiente: El Refrigerante que sale del Condensador (Soloaire) sale como liquido saturado y es enviado a través de una válvula en donde se reduce su presión hasta una presión intermedia entre la de trabajo del condensador y la presión atmosférica y como efecto de este cambio de presión, el fluido se flashea parcialmente y se reduce su temperatura para luego entrar al Economizador en donde el liquido es separado del vapor. El líquido proveniente del economizador es enviado a otra válvula en donde se reduce la presión a la presión atmosférica, disminuyendo con esto su temperatura para a continuación ser enviado al chiller en donde se vaporiza en su totalidad, enfriando nuestro fluido de proceso. Una vez vaporizado, se envía a la succión la primer etapa de compresión en donde el fluido es comprimido hasta igualar la presión en el economizador en donde se mezclan las corrientes provenientes de la primer etapa del compresor y los vapores del economizador para luego ser enviados a la succión de nuestra segunda etapa de compresión en donde se alcanza una presión tal que le permita al refrigerante ser totalmente condensado a una temperatura de 130°F. Favor de notar que el condensador tira una presión de 10 Psi. Preguntas: •
¿Cual esquema nos reporta la menor potencia total requerida en los compresores?
•
Para el esquema de la figura 2, compresión en dos etapas, cuál es la presión en el economizador tal que la potencia de la primer etapa del compresor sea igual a la potencia de la segunda etapa? ¿afecta esto la potencia total del sistema?
•
¿Como nos afecta la potencia del compresor la temperatura a la salida del condensador?
Efectúe cálculos a 130°, 125°, 120°, 115° y 110°F en la salida del condensador.
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Problema 9 – Descarga a Antorcha
Calcular el sistema de descarga a antorcha de acuerdo con la figura que se adjunta. Las corrientes 1,3 y 6 se definen a continuación:
C1 C2 C3 CO2 N2 TEMPERATURA.°F PRESION.Psia FLUJO lb-mol/h
1 Frac Mol 0.0454 0.0454 0.4543 0.2277 0.2272 1 100.0 200.0 220.0
3 Frac Mol 0.1333 0.2000 0.2667 0.0667 0.3333 3 120.0 300.0 150.0
6 Frac Mol 0.1000 0.1500 0.2500 0.0500 0.4500 6 140.0 400.0 200.0
La presión de descarga de la corriente 10 está a la presión atmosférica. Para resolver los segmentos de tubería, suponga que no hay pérdidas al ambiente, esto es, un coeficiente de transferencia de calor en la tubería de cero. Así mismo, cuando defina las TEE's mezcladoras, especifique en parámetros que las presiones a las TEE's son iguales.
Esquema con la solución del problema.
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Problema 10 – Reactores Químicos
El trabajo se encuentra orientado a conocer las distintas posibilidades de reactores químicos utilizando el mismo conjunto de ecuaciones. Por su simplicidad no se ha incluido la opción de conversión. Se trabajan reacciones de cloración de Propeno (C3H6), a una temperatura de 800 °F, donde reacciona Cl2 con Propileno para producir Cloruro de Propileno (ClC3H5), 1,2-Dicloro Propano (Cl2C3H6) y 2,3-Dicloro Propileno (Cl2C3H4). Las condiciones de la corriente de alimentación se indican en la Tabla I.
Alimentación Temperatura (ºF)
128
Flujo molar Cl2 (lbmol/hr)
106
Presión (psia)
88
Flujo molar C3H6 (lbmol/hr)
1186
Flujo molar (lbmol/hr)
1310
Flujo molar ClC3H5 (lbmol/hr)
18
Cl2 + C3H6 → ClC3H5 + HCl
r = 2.1x1011 e
r = 1.19 x10 e 7
Cl2 + C3H6 → Cl2C3H6
Cl2 + ClC3H5 → Cl2C3H4 + HCl
−27009.6 RT
(C )(C
C3 H 6
)
C3 H 6
)
Cl 2
−6811.98 RT
r = 4.69 x1014 e
(C )(C Cl 2
−42300 RT
(C )(C Cl 2
ClC 3 H 5
)
r: [lbmol/(ft3 hr)], energía de activación: [BTU/lbmol]
Se solicita al alumno que plantee los siguientes casos y evalúe los rendimientos obtenidos: 1. Un reactor de equilibrio 2. Un reactor de Gibbs 3. Un CSRT de 10 ft3 con reacciones cinéticas (caída de presión 7 psi) 4. Un CSRT de 10 ft3 con reacciones de velocidad simple (caída de presión 7 psi) 5. Un reactor flujo pistón de 30 ft3 con reacciones cinéticas (diamétro 2” y longitud 9 pìes) 6. Un reactor flujo pistón de 30 ft3 con velocidad simple (diamétro 2” y longitud 9 pìes) Utilitarios de Computación – Página 17 de 56
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7. Tres reactores CSTR de 10 ft3 cada uno donde se produzca una reacción cinética por cada reactor.
Tipo de Reacción
Descripción
Conversión
Conversión % (sólo reactores de conversión)
X % = C0 + C1T + C2T 2
Equilibrio
Equilibrio basado en la estequiometría de la reacción. El predictor es la constante de equilibrio. Predicha minimizando la energía libre de Gibas, por estequiometría o por tablas.
K eq = f (T )
Gibbs
Minimiza Energía Libre de Gibbs de todos los componentes. Puede darse o no la estequiometría de la reacción.
k = AT n exp(− E RT )
Kinetic (Para PFR, CSTR) Catálisis Heterogénea (Para PFR, CSTR)
rA = − k f C αA C Bβ + k rev C Rϕ C Sγ
Utiliza la ecuación de de Yang and Hougen que incluye Langmuir-Hinshelwood, Eley-Rideal and Mars-van Krevelen etc. (En PFR, CSTR)
Velocidad Simple
K eq
(Para PFR, CSTR)
(En PFR, CSTR)
se predice de los datos de equilibrio
CrCs k C Aa C Bb − R S K − rA = 1 + ∑ K i Ciγ i
α β C Rϕ C Sγ rA = − k f C A C B − K eq
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Problema 11 – Destilación Se tiene una corriente proveniente de una planta de gas a la que se pretende De-Etanizar, esto es cortar desde Etano y más ligeros, respecto del Propano y más pesados. Componentes Nitrógeno Co2 Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano
Flujo lb-mol/hr 15.59 341.70 526.52 339.02 576.48 88.79 222.45 59.22 61.59 134.57
T=90°F
P=475 psia
El propano presente en domos no debe ser mayor a 16.0 lbmol/hr, la relación de reflujo es de 1:1 y no hay extracción de destilado liquido. Sé esta proponiendo para este servicio una columna existente que cuenta con 27 platos reales, y se estima que la presión en la cabeza será de 712 mm Hg y la de fondo será de 816 mmHg. La alimentación a la columna es en el plato No. 13 (Real). El condensador tiene una caída de presión de 0.5 Psi y el rehervidor no indica ninguna perdida de presión. Para simular el condensador, desde el ambiente de la columna hay que exportar una corriente interna, la cual llamaremos 24A y será equivalente al vapor que esta dejando el plato No. 1 de la columna. Como fluido frío se esta usando Propano refrigerante el cual tiene la siguiente composición: Componentes Etano Propano i-Butano n-Butano
Fracción Mol 0.0051 0.9883 0.0037 0.0029
V/F=0.2845 P=14.7 psia
Figura No. 1 Esquema de Simulación de la Deetanizadora • Simule la planta y determine cargas térmicas del Rehervidor y Condensador y cargas internas de platos. • Obtenga la curva de condensación del condensador.
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Problema 12 – Destilación Se tiene una corriente proveniente de una Planta de Gas a la cual se pretende Depropanizar, esto es, cortar del Butano y mas ligeros del Pentano y mas pesados Componentes
Flujo lb-mol/hr
Nitrógeno Co2 Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano
0.0 0.1573 0.0034 23.5821 280.2414 44.3921 111.2266 29.6100 30.7940 67.2866
V/F=0.0 (Liq. Saturado) P=475 psia
La corriente de alimentación se flashea en una válvula hasta 215 Psia. El contenido de i-C5 en los domos no debe de ser mayor de 1.0 lbmol/hr, no hay destilado vapor y la relación de reflujo es de 1.5:1. Se cuenta con una columna existente que cuenta con 25 platos reales, con una presión en la cabeza de 474 psia y de fondo de 476 psia. La alimentación se introduce a través del plato No. 9 (Real). El condensador tiene una caída de presión de 5 Psi y el rehervidor no nos reporta caída de presión.
Figura No. 1 Esquema de la simulación de la columna Debutanizadora Para efecto de Simular el condensador, desde el ambiente de la columna hay que exportar una corriente interna, la cual llamaremos 30 y será equivalente al vapor que está dejando el plato No. 1 de la columna. El condensador será del tipo Soloaire (Air Cooler) •
Efectúe la simulación de la Columna y determine las cargas térmicas del Rehervidor y Condensador, así como las cargas internas de los platos.
•
Obtenga curva de Condensación del condensador.
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Problema 13 – Tren de Destilación El tren de fraccionamiento se encuentra constituido por 3 columnas: la Demetanizadora, la Deetanizadora y la Depropanizadora tal como lo muestra el diagrama
Las alimentaciones son las siguientes: Composición (Fracción molar) N2 CO2 Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano n-Heptano n-Octano
1
2
0.0026 0.0048 0.7041 0.1920 0.0706 0.0111 0.0085 0.0036 0.0020 0.0003 0.0002 0.0001
0.0057 0.0029 0.7227 0.1176 0.0750 0.0204 0.0197 0.0147 0.0102 0.0037 0.0047 0.0027
Condiciones Temperatura (°C) Presión (Kg/cm2_g) Caudal molar (Kmol/h)
1
2
-94.61 22.17 1621
-83.33 22.31 218
Demetanizadora (DC1): Su función es la separación de metano con la máxima calidad sin que se arrastren cantidades significativas de otro hidrocarburo. Es una columna sin reflujo de 10 etapas teóricas, con una presión en cabeza de 22.17 y en el fondo de 22.52 Kg/cm2. La alimentación 1 ingresa en la etapa 2 y la 2 en la etapa 3. Se debe suponer que el caudal de gas por cabeza es de 1340 Kmol/h y se estima que la temperatura de cabeza y fondo es de -91 y 19 °C respectivamente. Se solicita que se logre la máxima eficiencia de operación basado en la mejor separación que se puede lograr para el metano. Deetanizadora (DC2): Se trata de una torre de detilación común cuya función es separar con la máxima eficiencia el etano. La alimentación de DC1 se bombea a 27.09 Kg/cm2 para alimentarse en la etapa 7 de la DC2, la cual tiene 15 etapas en total. La presión en cabeza es 26.74 Kg/cm2 y la de fondo es de 27.44 Kg/cm2. Trabaja con una relación de reflujo de 2.5 y todo el producto de cabeza es gas. Para configurar la columna es necesario establecer una especificación de C2/C3 ≤ 0.01 para el fondo. Depropanizadora: La salida de fondo de DC2 es dscomprimida en una válvula a 15.14 Kg/cm2 e ingresa a la última torre DC3 la cual debe ser construida, para lo cual necesitamos realizar su diseño. Se va a trabajar con una destilación con salida gaseosa y líquida por cabeza y presiones de 15.14 y 15.84 Kg/cm2 en cabeza y fondo y las especificaciones comerciales requieren un propano que pueda cumplir con la condición i-butano + n-butano ≤ 1.5 % molar y la composición de propano en el fondo debe ser ≤ 2 % molar.
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Problema 14 – Planta de Tratamiento de Gas La planta se alimenta con la corriente Feed1 cuyas condiciones son: Feed Temperatura: 15.56 °C Presión: 69.27 Kg/cm2 Flujo molar 498.1 Kgmol/h
Composición (fracción molar) Nitrógeno CO2 H2S Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano
0.010 0.050 0.005 0.790 0.080 0.035 0.005 0.010 0.002 0.003 0.010
La alimentación ingresa al flash “InletSep”. La corriente gaseosa (SepVap) entrega calor en el intercambiador Gas/Gas (∆P=10 psi tanto para casco como para tubos) a la corriente LTSVap que proviene de un separador que se encuentra más adelante. La corriente CoolGas, que sale del intercambiador se enfría en el Chiller a -12 °C (corriente ColdGas) con un ∆P de 10 psi, e ingresa al separador flash LTS cuya corriente gaseosa LTSVap intercambia en el Gas/Gas y sale como SalesGas. La especificación establecida es que la diferencia de temperatura entre SepVap y SalesGas se mantenga en 5.56 °C. El líquido de LTS y el que proviene del primer flash, el InletSep se mezclan y se expanden en una válvula a 450 psia para luego alimentarse a una deetanizadora. La Deetanizadora es una torre sin condensador pero con reboiler, por lo que la alimentación se produce en la etapa 1. Las presiones en cabeza y fondo son 400 y 405 psia y cuenta con 10 etapas de equilibrio. La especificación comercial establecida es que la relación molar etano/propano en el fondo no sea superior a 0.02.
LTSVap Gas/Gas LTS
SepVap
CoolGas Chiller
ColdGas Deetanizadora
SalesGas
Ovhd
LTSLiq
InletSep Feed 1
aColumna SepLiq
MIX-101
VLV-100 ColumnFeed
LiquidProd
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Problema 15 – Planta de Etanol Se trata de una planta de obtención de etanol proveniente de una fermentación. Se partirá de la corriente ya fermentada y se implementarán los pasos para la separación del etanol. Se utilizará el modelo de actividad NRTL. La corriente FromFeed cuyas características se detallan más abajo, se alimenta a un separador: Frmo Feed Temperatura: Presión: Flujo másico
86 °F 14.7 psia 103.000 lb/h
Composición (fracción molar) Etanol 0.026900 Água 0.946411 CO2 0.026600 0.000027 Metanol Acido Acético 0.000003 1-Propanol 0.000009 2-Propanol 0.000009 0.000007 1-Butanol 0.000021 3-M-1-C4ol 2-Pentanol 0.000005 0.000007 Glicerol
La corriente gaseosa To_CO2Wash ingresa por el fondo de una columna de absorción CO2Wash donde entra por cabeza agua (Wash_H2O) para lavado de los gases para arrastrar todo el etanol remanente. El agua entra a 77 °F, 14.7 psia y con un caudal molar de 286.6 lbmol/h. La torre trabaja a 14.7 psia y cuenta con 10 etapas de equilibrio. La corriente gaseosa CO2_Stream se ventea y la corriente líquida To_fermentor se encuentra en condiciones de volver al ciclo de fermentación. La corriente líquida Beer del primer separador entra al absorbedor Conc donde ingresa por fondo la corriente de vapor de agua (Steam) con una temperatura de 284 °F y una presión de 14.7 psia, siendo su caudal de 24.250 lb/h. La torre Conc tiene 17 etapas de equilibrio trabaja a 14.7 psia y tiene una salida lateral Rect_Feed en la etapa 6 que debe cumplir con la condición que recupere un 95% del etanol alimentado. La salida por fondo Stillage_A es esencialmente agua y se drena. La salida por cabeza To_Light se alimenta a la torre Lights que es una columna de destilación sin reboiler. También esta torre es atmosférica, posee 5 etapas de equilibrio, trabaja con una relación de reflujo de 1.3, y se requiere que su concentración en el líquido del condensador sea de 0.88 para el etanol. La coriente gaseosa Light_Vent se ventea, la corriente líquida 2ndEtOH se almacena y la corriente de fondo To_Rect se alimenta a la torre de destilación Rect. La torre Rect, de 29 etapas de equilibrio tiene dos alimentaciones: la corriente To_Rect (proveniente del fondo de la torre Lights), en la etapa 19 y la corriente Rect_Feed (proveniente de la etapa 6 de la torre Conc) en la etapa 22. La presión de trabajo en toda la unidad es de 14.7 psia. La torre trabaja en la cabeza con una salida gaseosa Rect_Vap y una salida líquida Rect_Dist, una salida lateral 1stProd en la etapa 2, una salida lateral Fusel en la etapa 20 y una salida líquida por fondo StillageB. Las especificaciones son: relación de reflujo 7100, caudal de Fusel 6.614 lb/h, una composición de etanol de 0.95 en el líquido de la etapa 2 y un caudal de destilado líquido (Rect_Dist) de 4.409 lb/h. Simule la planta completa.
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UTN – Facultad Regional Mendoza –Ingeniería Química Light_Vent CO2_Stream Wash_H2O
2ndEtOH
CO2 Wash
To_CO2Wash To_Fermentor To_Rect FromFerm
Lights
CO2_Vent
Rect_Vap
To_Light
Rect_Dist 1stProd
Beer Rect_Feed
Fusel
StillageB
SteamA Stillage_A
Rect
Conc
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Problema 16 – Set y Ajuste Siguiendo el diagrama que se adjunta debe simular las condiciones que se indican a continuación: Las alimentaciones son las siguientes
Presión
1 La Temp. de 3 debe tener 35 °C 0.5 Kg/cm2_g
Caudal
2600 Kg/h
Composición (fracciones másicas)
Propano i-Butano n-Butano
Temperatura
0.2 0.4 0.4
2 40 °C 5 Kg/cm2_g Un caudal molar un 50% mayor al de 1 i-Pentano 0,206 n-Pentano 0,274 n-Hexano 0,328 n-Heptano 0,191
4 La temperatura de 1 más 5 °C La presión de la 3 más 4 Kg/cm2_g La mitad del flujo másico de la 2 más 100 Kg/h Propano 0,211 i-Butano 0,371 n-Butano 0,418
La corriente 5 intercambia calor en el E-100 (∆P=0.20 Kg/cm2), alcanzando una temperatura tal en la 6, que en el Flash produzca una salida líquida donde el contenido de Propano no sea mayor a 20 Kg/h. Un 40 % de la salida gaseosa del flash se enfría hasta que la temperatura de Gas3 sea 20 °C menor que la de 6.
Gas1
1 Gas
Gas3 E-101
Gas2 V-100
3 5 4
2
6 E-100
Liq
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Problema 17 – Reciclo y Ajuste En este problema definiremos una "Recirculación" y un "Adjust", y en primer instancia se pretende alcanzar la convergencia de la recirculación a las condiciones fijadas en el esquema de proceso, posteriormente habrá que encontrar la temperatura de la corriente 6 de tal forma que la composición del Metano en la corriente 7 sea del 80%.
1. Iniciar un caso nuevo y seleccionar "Peng-Robinson" como paquete Termodinámico e incorporar los componentes listados en el esquema. 2. Defina las corrientes y operaciones unitarias en base a la información dada en el esquema de proceso mostrado con anterioridad. No olvide salvar su caso. 3. Después de que se a incorporado el esquema de proceso al simulador, compare las corrientes 8 y 9. Manualmente podemos hacer una iteración como lo haría la operación de Recirculación, solo se requiere dar doble clic a la corriente 9 y presionar el botón en el fondo del menú titulado "Define from Other Stream… " y posteriormente desde el menú "Spec Stream As" seleccionar la corriente 8 y aceptar presionando el botón "OK" y se efectuara una iteración. 4. Instale la Operación de Recirculación alimentando la corriente 8 y definiendo la corriente 9 como producto. Dejar los valores de la hoja "Parámetros" con los valores tomados por Default. Esta operación efectuara varias veces el equivalente al menú "Spec Stream As". 5. Instale la Operación "Adjust", y seleccione como variable independiente la Temperatura de la corriente 6, y como variable dependiente la composición molar del metano de la corriente 7 y en el recuadro del valor objetivo localizado en fondo a la derecha del menú, alimentar 0.80, note que la banda roja en el fondo con la leyenda "Requires Tarjet Value" cambia de color y se torna amarilla con una nueva leyenda, "Unknown Maximum" y esto nos indica de que aun hay que alimentar algunos valores, por lo que nos cambiamos de hoja y pasamos a la hoja titulada "Parámetros" y definimos los limites de nuestra variable independiente, y estos serán de 20°F para el máximo y de -40°F para el mínimo.
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Problema 18 – Tren de Compresión
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Problema 19 – Redes de Cañerías La siguiente red de tuberías tiene dos ramas. La primera tiene un diámetro más pequeño y la segunda se divide en tres ramas antes de reconectar con la tubería original. El objetivo del ejercicio es determinar el flujo que circula por cada rama con la configuración planteada y a la vez determinar cuál es la presión con la que tiene que alimentarse para llegar al final con una presión de 500 psi. La alimentación se compone de Metano (90% molar), etano (6.5%), propano (2%), iso butano (0.5%), normal butano (0.5%), iso pentano (0.2%), normal pentano (0.2%), normal hexano (0.1%) Datos de las ramas: Segmento Main1 Main2 Main3 Main4 Branch1 Branch2 Branch3 Branch4
Diámetro (in) 8 8 8 8 6 4 4 4
Longitud (pies) 26400 26400 26400 26400 13200 13200 26400 52800
Elevación (pies) 0 35 35 35 30 10 40 50
Coef. (BTU/h F ft2) 1 1 1 1 1 1 1 1
Temp. Amb. (F) 40 40 40 40 40 40 40 40 Branch4
Branch1 6
Main1
5
2
15 16
Branch3 Main4
Feed
7
1 8
12
Branch2
13 9
3
14
Main3
Main2 10
11
4
Ayuda para la resolución: Con el objeto que el problema pueda ser resuelto debe hacer estimaciones que permitan inicializar el cálculo. Supongamos que la temperatura de entrada es de 120 °F , la presión de 600 psia y un flujo molar de 1098 lbmol/h. Consideremos el flujo inicial por 2 es de 500 lbmol/h mientras que para la 7 y la 8 son de 150 lbmol/h. Importante: se ajusta el caudal de 8 para que la presión de 9 sea igual a la de 4, se ajusta el caudal de 7 hasta que la presión en 12 sea igual a la de 11. No se puede ajustar 6 por no quedar mas grados de libertad, por lo que debe ajustarse 2 hasta que la presión en 15 sea igual a 14. Luego debe ajustarse la presión de alimentación de modo que la presión en 16 sea la buscada. Recordar que todos los ajustes deben configurarse como simultáneos.
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Problema 20 – Ciclohexano El ejercicio propone la simulación de la planta productora de ciclohexano como muestra el diagrama adjunto, a partir de la hidrogenación de benceno. La información de las alimentaciones es la siguiente: 1 BENCENO TOLUENO MCC6 TOTAL Presión Temp.
2 64,54 0,02 0,01 64,56 0 40,6
Kmol/h Kmol/h Kmol/h Kmol/h Kg/cm2_g °C
HIDRÓGENO METANO Presión Temperatura
0.9 0.1 36,6 32
Fracción molar Fracción molar Kg/cm2_g °C
El caudal molar necesario de Hidrogeno impuro para evitar craqueo de moléculas es de 4.5 a 1 respecto a la alimentación de benceno. El ciclohexano se bombea a 36.6 Kg/cm2_g para mezclarse con la corriente de hidrógeno e intercambia calor en el M601 saliendo con una presión de 35.86 Kg/cm2_g y una temperatura de 162.8 °C. Se termina de calentar en M602 a 204.5 °C y bajando su presión a 34.8 Kg/cm2_g para entrar al reactor donde reacciona: C6H6 + 3 H2 CH3-C6H5 + 3 H2
C6H12 (Ciclohexano) CH3-C6H11 (Metilciclohexano)
Las reacciones se producen con una conversión del 100 % en un reactor isotérmico que trabaja a 232.8 °C y con una caída de presión de 1.4 Kg/cm2_g.
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El producto gaseoso intercambia calor en el M601 con una pérdida de presión de 1.06 Kg/cm2_g, y se enfría en el M603 a 40.6 °C, siendo su presión en la salida de 31.64 Kg/cm2_g. El separador flash O602 permite la separación del exceso de hidrógeno que se recirculará a planta. Parte de la salida gaseosa (el 16%) se ventea y el resto se comprime para realimentarse a 35.53 Kg/cm2_g. La salida líquida se descomprime en una válvula a 11.34 Kg/cm2_g, se precalienta con el fondo de N601 en el M604, donde alcanza la temperatura de 135 °C (la caída de presión es de 1 Kg/cm2) para luego ingresar a la torre de destilación. La torre trabaja con una presión en cabeza de 10.19 Kg/cm2_g y de 10.34 Kg/cm2_g en el fondo. El diseño de la torre debe permitir una calidad de salida de Ciclohexano de 99.9% másico. La salida del producto previo a su almacenamiento debe ser acondicionado a una temperatura adecuada, para lo cual debe intercambiar calor con la alimentación de la torre en el M604 (la caída de presión es de 1 Kg/cm2) para alcanzar luego en el M606 los 40 ºC (la caída de presión es de 0,6 Kg/cm2) El alumno debe responder: 1) ¿Cuál es el caudal de la corriente de ciclohexano obtenida con estas condiciones de diseño? 2) ¿Qué alimentación debe tener la planta si queremos que la producción horaria sea de 7000 Kg/h? 8 EM607
2
PLANTA DE CICLOHEXANO
3B
12 11
11A
N-601 V-601
M-602
5
6A M-605 K-601 M-601 4
4A M-603
10 6
3A
O-602 VALV
M-604
1A
1 J-601
15 M-606
Problema 21 – Glicol Se desea planificar una planta para la producción de Glicol (1,2 propano diol, 12C3diol) a partir de la reacción (Sim Names):
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12C3Oxide + H20 ---------------- 12C3diol La termodinámica adoptada es Wilson. El dióxido de propileno que se encuentra a presión atmosférica debe ser bombeado a una presión de 1 Kg/cm2 manométricos, a 23.89 °C, con un caudal de 68.04 Kgmol/h para ser mezclado con una corriente de agua que debe entrar en las mismas condiciones pero manteniendo siempre un caudal molar 2 veces mayor. Se inyecta a un reactor CSTR de 1 m3 donde reacciona a una temperatura constante de 60 °C, con una pérdida de carga de 0,2 Kg/cm2 La reacción es de primer orden respecto al dióxido de propileno con una cinética
rA = 1.16 x10 e 8
−44000 KJoule / Kmol RT
Base Kgmol/m3 y Kgmol/m3h
Los productos de reacción se alimentan a una columna con el objeto de obtener por cabeza una mezcla líquida de óxido con agua y por fondo el Glicol con la mayor pureza posible (mínimo 98% másico). La presión de fondo es igual a la de alimentación y en la torre pierde 0,2 Kg/cm2 Como la salida por cabeza contiene una buena proporción de dióxido de propileno se decide reciclar el 50% del caudal másico total. Una vez diseñada la planta indicar cuál será la corriente de óxido fresco que deberá alimentarse para obtener un caudal final de Glicol de 100 Kg/h
Problema 22 – Cloración de Propeno En una planta de cloración de Propeno (C3H6), reacciona Cl2 con Propeno para producir Cloruro de Propeno (ClC3H5), 1,2-Dicloro Propano (Cl2C3H6) y 2,3-Dicloro Propeno (Cl2C3H4). La reacción tiene lugar en un reactor tanque agitado continuo y los productos resultantes se separan aguas abajo en una columna fraccionadora. Las condiciones de la corriente de alimentación se indican en la Tabla I. Tabla I Alimentación Temperatura (ºF) Presión (psia) Flujo molar (lbmol/hr) Flujo molar Cl2 (lbmol/hr) Flujo molar C3H6 (lbmol/hr) Flujo molar ClC3H5 (lbmol/hr)
128 88 1310 106 1186 18
La corriente de alimentación ingresa al reactor, que opera a 73.50 psia y 800ºF, y tiene un volumen de 10 ft3. Las reacciones ocurren en fase vapor. Los productos del reactor se enfrían a 50ºF. El intercambiador de calor tiene una caída de presión de 0.30 psi. La corriente que sale del enfriador ingresa a una columna de destilación que principalmente separa los componentes reactivos de los compuestos clorados, obtenidos como productos de la reacción. Para conocer el número de etapas de la columna y determinar el plato de alimentación de la misma se deberá diseñar la torre con el auxilio de un modelo shortcut.
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La corriente de tope de la columna de destilación está en fase vapor (condensador: Full Reflux). El condensador opera con una presión de 20 psia y tiene una pérdida de carga de 0.20 psi, mientras que la presión en el fondo es de 27 psia. La composición molar de propeno en el producto de tope es del 92%, mientras que la composición de cloruro de propeno en la corriente de fondo (producto formado por los propilenos clorados), asciende al 65%. −27009.6 RT
Cl2 + C3H6 → ClC3H5 + HCl
r = 2.1x10 e
Cl2 + C3H6 → Cl2C3H6
r = 1.19 x107 e
Cl2 + ClC3H5 → Cl2C3H4 + HCl
11
(C )(C Cl 2
−6811.98 RT
r = 4.69 x1014 e
(C )(C Cl 2
−42300 RT
C3 H 6
C3 H 6
(C )(C Cl 2
) ) )
ClC 3 H 5
r: [lbmol/(ft3 hr)], energía de activación: [BTU/lbmol]
Actividades: 1. Construir el flowsheet usando el simulador HYSYS. 2. Diseñar la columna de destilación en base al modelo de una columna de destilación shortcut, siendo la presión de tope = 20 psia y la presión de fondo = 27 psia, y sabiendo que, la fracción molar del componente clave liviano en el fondo es de 0.004 y la del clave pesado en el tope es de 0.014. Asumir que la relación de reflujo es 5. 3. Determinadas las características de diseño que debe reunir la columna separadora de propeno, instalar una columna de destilación y determinar las condiciones operativas (relación de reflujo, cargas calóricas en condensador y rehervidor, etc.), en que estará funcionando la columna en base a la especificación dada de productos. 4. Comparar los resultados obtenidos en base a dos tipos de paquetes de propiedades diferentes: Soave-RedlichKwong y/o Peng Robinson y un paquete de actividad (Uniquac o Unifac).
Problema 23 – Recuperación de Paraxileno (Proceso Mobil Oil Corp.) El proceso propone el enriquecimiento del paraxileno contenido en una corriente de aromáticos agotada, por ser el componente de mayor valor, para luego ser recuperado en una concentración comercial adecuada. La condición y composición de la corriente de aromáticos agotada utilizada como alimentación es: : Comp. Ciclohexano Tolueno EtilBenceno p-Xileno m-Xileno o-Xileno Aromáticos C9+ (1)
% Molar 4.8 0.2 15.0 1.0 54.4 24.5 0.1
Condiciones Caudal másico (Kg/h) Presión (Kg/cm2) Temperatura (°C)
1500 1 40
(1) Utilizar a los fines de la simulación el 124-Metil Benceno
Se dispone para el proceso de hidrógeno impuro (Composición molar H2: 0.8 y Metano: 0.2) a una presión de 5 Kg/cm2 y a una temperatura de 40 °C. Utilitarios de Computación – Página 32 de 56
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A la alimentación de hidrógeno (cuyo caudal másico debe ser cuatro veces mayor a la corriente de aromáticos para evitar craqueos) después de mezclarse con una corriente de livianos que es parte de la salida de un flash posterior al reactor, se le levanta la presión a 7 Kg/cm2 y posteriormente se mezcla con la alimentación de aromáticos el cual debe llegar con la misma presión. Para los fines de este ejercicio se ha dispuesto que todos los intercambios térmicos y el reactor sufran una caída de presión de 0.5 Kg/cm2. La corriente sube su temperatura 230 °C tras intercambiar calor con la corriente de salida del reactor y luego se calienta a 350 °C que es la condición necesaria para las reacciones. En estas condiciones ingresa a un reactor flujo pistón de 12 m de longitud y de 2 pulgadas de diámetro que mantiene una temperatura de reacción en 320 °C. Las reacciones son las siguientes (Concentraciones en lbmol/pie3, velocidad en lbmol/pie3 seg y energía de activación en BTU/lbmol):
m − xileno → p − xileno
− rA = k [C m − xileno ]
k = 10 e
o − xileno → p − xileno
− rA = k [Co− xileno ]
k = 10 e
8
8
−27000 RT −27000 RT −15000 RT
1,2,4, MetilBenceno + H 2 → p − xileno + CH 4
− rA = k [C MBc ][C H 2 ]
k = 10 e
EtilBenceno + H 2 → benceno + CH 3 − CH 3
− rA = k [C EBc ][C H 2 ]
k = 5 x10 e
7
6
−12000 RT
La salida del reactor se enfría parcialmente al intercambiar calor con la alimentación y luego se enfría hasta 15 °C para ingresar al flash liberando la mayor cantidad posible de gases livianos ricos en hidrógeno. Un 50 % de la salida gaseosa del flash se recicla con la alimentación de hidrógeno y la salida líquida se envía a la torre de alimentación. La finalidad de la torre es lograr que los gases livianos y aromáticos de c7 (tolueno y menores) se separen de los aromáticos principales (xilenos) siendo necesario lograr una recuperación de p-xileno no inferior al 99 %. (presión en la cabeza 0.2 kg/cm2 menos que la alimentación y la presión en el fondo igual que la alimentación) Una vez resuelto el caso indique qué caudal másico de aromáticos se necesita alimentar en la planta para que la cantidad mínima de paraxileno sea de 1.300 kg/h
Problema 24 – Anilina (Lonza / First Chemical Corp.) El proceso consiste en la obtención de Anilina a partir de la hidrogenación de Nitrobenceno
Anilina
Nitrobenceno
La alimentación de Nitrobenceno (normalmente contaminada con aromáticos) contiene la siguiente composición: Componente Nitrobenceno Tolueno Benceno
% Molar 60 25 15
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Se alimentan unos 2000 kg/h a la planta con una temperatura de 52 ° C y una presión de 4 Kg/cm2 manométricos a una torre con el objeto de obtener la mayor pureza posible de nitro benceno (99.9 % molar). La presión de fondo se mantiene igual a la de alimentación y la de cabeza 0.1 Kg/cm2 menos que aquella. La otra alimentación (corriente 3) de planta es hidrógeno puro que llega de tanques a una presión de 5 Kg/cm2 manométricos y una temperatura de 40 °C. El caudal de esta alimentación se mantiene con una relación molar de 5:1 respecto al Nitrobenceno para evitar el cracking térmico. Se mezcla con el reciclo de H2 generado en el proceso y se comprime a 10 Kg/cm2 manométricos. El nitrobenceno y el hidrógeno se mezclan para luego generar las condiciones térmicas de reacción. Para ello intercambian con la salida caliente del reactor de modo de aprovechar esta energía, saliendo a una temperatura de unos 130 °C y luego se acondiciona para reaccionar en un segundo calefactor donde su temperatura se lleva a 190 °C antes de ingresar al reactor. Para los fines de este ejercicio debe suponerse que las caídas de presión en todos los intercambiadores es de 0,5 Kg/cm2. La reacción se lleva a cabo con la siguiente cinética:
Kmol Kmol − ra 3 = k [ NitBz ] m3 m s
k = 10 e 5
−1500 RT
El reactor es flujo pistón y tiene un volumen de 2 m3 y el diámetro de los tubos de 50 mm y la temperatura de reacción se mantiene en 200 °C Una vez que la salida intercambia con la alimentación se introduce en un enfriador de modo de poder separar la mayor cantidad de hidrógeno para reciclarlo en la alimentación. El alumno deberá determinar cuál es la temperatura que se debe alcanzar en ese punto para que la composición de H2 sea lo más pura posible (mínimo 99.5 % molar). Se ingresa finalmente a un separador que actúa como decantador y flash que permite la separación de gases por un lado, la mayor cantidad de agua por otro y una salida de anilina de por lo menos 85 % molar.
NH2 Proceso de Obtención de Anilina
ToBz
Feed
Anilina
2
NitBz agua
3
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Problema 25 – Ácido Acrílico Se necesita obtener ácido acrílico (C3H4O) a partir de propileno. Termodinámica sugerida: NRTL Rx1:
C3H6 + 3/2 O2 --------
C3H4O + H2O
Rx2:
C3H6 + 5/2 O2 --------
C2H4O2 + CO2 + H2O Ácido Acético
Rx3:
C3H6 + 9/2 O2 --------
3 CO2 + 3 H2O
− ri = k i e rx 1 2 3
− Ei RT
Pprop Po2 Ei 15.000 20.000 25.000
[P]=kg/cm2_g Ki 1.59 x 105 8.83 x 105 1.81 x 108
La alimentación de propileno puro está disponible en un tanque a 40 °C y 0 Kg/cm2 manométrica por lo que se le debe levantar la presión a 3.35 Kg/cm2 manométricos. Se necesitan 2600 Kg/h. El oxígeno es aportado por una corriente de aire (71/29) que entra en una relación másica de 8:1 respecto al propileno. El aire llega con 10 °C y 40 Kg/cm2 manométricos y se descomprime lo suficiente para poder mezclarse con la alimentación. La mezcla se calienta a 160 °C al intercambiar con la salida del reactor flujo pistón e ingresa al reactor con una temperatura de 250 °C después de un calentamiento. Reacciona a una temperatura constante de 306°C en un flujo pistón de 10 m3, de 6 m cada tubo y 30 tubos. Luego de perder temperatura en el intercambio con la alimentación se enfría posteriormente en otro equipo de intercambio, de modo de entrar en un flash para obtener un máximo de ácido acrílico. El alumno deberá evaluar a qué temperatura sucede esto. El objetivo final es separar todo el propileno posible que se reciclará a la alimentación y del líquido deberá obtenerse todo el acrílico.
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Problema 26 – Hidrodealquilación El proceso realiza la hidrodealquilación de tolueno para la obtención de benceno según el diagrama que se adjunta. Las reacciones son:
[-rA]=Kgmol/m3 seg −1500 RT
C6H5-CH3 + H2
C6H6 + CH4
− rA = 10 5 e
C6H5- C6H5 + H2
2 C6H6
− rA = 1.8 x10 7 e
[CT ][C H ] −4500 RT
[C D ][C H ]
La planta cuenta con tres alimentaciones cuyas condiciones son: Corriente 1 Temperatura: Presión: Tolueno:
41 °C 0 Kg/cm2 146.3 Kmol/h
Corriente 2 Temperatura: Presión: Hidrógeno: Metano:
35 °C 42.2 Kg/cm2 301.5 Kmol/h 33.5 Kmol/h
Corriente 3 Temperatura: Presión: Difenilos:
271 °C 42.2 Kg/cm2 3.3 Kmol/h
La alimentación de tolueno fresca se bombea a 50.3 Kg/cm2 y luego se envía el 94% del caudal hacia el reactor y el resto a la torre de absorción N301. La corriente de H2 se comprime al mismo valor para poder hacer la mezcla con el tolueno y luego se mezcla con una corriente que retorna (5B) desde N301. La corriente 6 se comienza a calentar a condiciones de reacción en el M301 donde recibe parte del calor que trae 8C. La temperatura de salida de 6A es 135 °C y pierde 1 Kg/cm2 en el intercambiador. La corriente de difenilos se comprime a la presión de 6A para mezclar las alimentaciones y pasa al intercambiador M302 donde sale con 538 °C y sufre una caída de presión de 1.8 Kg/cm2. Se termina de calentar a temperatura de reacción en el L301a 677 °C entrando al reactor con una presión final de 42.5 Kg/cm2. El reactor, de tipo flujo pistón recibe también dos corrientes adicionales de recuperación de reactivos (10C que viene de O301 y la 13 que viene desde V301 ). La reacción es isotérmica a 649 °C y durante su paso por el reactor la corriente tiene una caída de presión de 0.5 Kg/cm2. Se estima un volumen total de 2 m3, y se encuentra construido con tubos de 5 cm de diámetro y 6 m de longitud. Para aprovechar su temperatura el efluente del reactor intercambia en M302 (∆P=0.9 Kg/cm2), luego en el M303 con la salida de fondo de la torre, saliendo a 279 °C (∆P=0.7 Kg/cm2), luego en M304 con la alimentación a la torre saliendo a 238 °C (∆P=0.9 Kg/cm2), luego en M301 (∆P=0.9 Kg/cm2), se termina de enfriar en el M305 saliendo a 41 °C (∆P=1.4 Kg/cm2). En estas condiciones se flashea en 0301. La salida gaseosa se comprime a 48.5 Kg/cm2 y se divide en tres flujos: el 31% se envía a la torre de absorción (corriente 11), el 63% se mezcla con la salida de fondo de la torre (corriente 12) y el resto vuelve al reactor K301. La salida líquida se envía a la torre La corriente 11 se enfría a 41 °C en el M306 (∆P=0.7 Kg/cm2) y se alimenta por el fondo de la torre de absorción N301 donde se pone en contacto con la corriente 4 que forma parte de la alimentación fresca. La presión en cabeza es de 46.8 y la de fondo 47.10 Kg/cm2_g, tiene 10 etapas teóricas. El objetivo es eliminar cualquier resto de benceno que pueda tener 11. El fondo de la torre se bombea a 49.2 Kg/cm2_g, y se mezcla con la corriente 12, para luego sumarse a la alimentación fresca. Utilitarios de Computación – Página 36 de 56
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El 74 % de la salida líquida del flash se envía a la torre tras descomprimirse en una válvula a 17.20 Kg/cm2_g y luego precalentarse en M304 (∆P=0.7 Kg/cm2). La torre N302 tiene como objetivo obtener la máxima pureza de benceno para lo cual trabaja con las siguientes presiones: 13.9 y 14.2 Kg/cm2_g en cabeza y fondo respectivamente.
8C
VLV-100
M303
23
10B J303
5B 5A 5
7A
1A
2A
L301
7B
2
1
K301
V301
3
J307
8
3A
7
9A
8A M302
6A
6
V302
M301
8D
10C
M305
12
13
9
11
15A
10A
8E
10
4
O301
M306
J302
11A
15
N301
Proceso de Dealquilación
8B
14
22A
17
N302
17A
19
M304
Se solicita al alumno que arme el proceso con la información suministrada para establecer los parámetros de operación en estado estacionario y obtener la máxima pureza del benceno.
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Problema 27 – Dimetilformamida (The Leonard Process Co.) En el diagrama que se adjunta se aprecia el proceso de obtención de Dimetilformamida, conocida como DMF, de fórmula HCON (CH3)2, a partir de la reacción de la Dimetilamina (conocida como DMA), de fórmula (CH3)2NH, con monóxido de carbono (CO) en un medio catalizado en suspensión en Benceno. NH (CH3)2 + CO
− r = 10 e 7
−4400 RT
C DMACCO
CON (CH3)2 [C] = Kgmol/m3 [r] = Kgmol/s.m3
El DMA puro se alimenta a 40 °C y 0 Kg/cm2 manométrica con un caudal de 1000 kg/h. La alimentación fresca de CO, que se encuentra disponible a 10 Kg/cm2 manométricos y 15 °C debe ingresar con un caudal molar igual a la mitad del correspondiente al DMA. Para poder mezclarlos antes de ingresar al reactor las presiones se deben equilibrar para lo cual la corriente de CO se expande a 6 Kg/cm2 manométricos y la energía liberada se aprovecha en la primera etapa de compresión del DMA. La corriente resultante se mezcla con la corriente de DMA recuperada de la planta para luego entrar en la segunda etapa de compresión donde se lleva al valor final de 10 Kg/cm2 manométricos. En este nivel se mezclan las corrientes de DMA y CO y luego se juntan con la corriente de Benceno que actuará como medio de transporte y reacción. El benceno puro entra a una temperatura de 127 °C y una presión de 5.5 Kg/cm2 manométricos. La cantidad de benceno debe ser de dos veces el flujo molar de la mezcla DMA+CO. También entra el benceno recuperado con un caudal molar igual al benceno fresco. La mezcla resultante se precalienta con el efluente del reactor hasta 200 °C en un equipo de intercambio que mantiene una pérdida de carga de 0,5 Kg/cm2 en ambos circuitos. La reacción se conduce isotérmicamente a una temperatura de 245 °C en un reactor tanque agitado de 2 m3 (considere que no hay pérdida de carga). Tras el intercambio con la alimentación los productos ingresan en un flash que separan una fracción líquida de Benceno+DMF para ser recirculada al reactor en la cantidad que se mencionó antes. La bomba equilibra la presión de mezcla. El resto del efluente líquido y el gas se mezclan por cuanto contienen un alto nivel de benceno y DMF para ser alimentados a la primera torre que debe separar el DMF, con una pureza no inferior a 99 % másico del resto de los componentes para obtener el producto terminado. Utilice el valor de la presión de alimentación como presión de fondo y la correspondiente a la cabeza igual a 0,5 Kg/cm2 menos que la de fondo. La otra salida de la torre contiene benceno y DMA por lo que debe pasarse a otra torre para poder recuperar benceno y por otro lado el DMA, ambos con una pureza de al menos 99 % molar. El 50% del DMA se recircula en forma directa. Se le solicita armar el modelo de simulación planteado e indicar qué caudal másico de DMA se necesita alimentar para obtener un caudal de DMF de 40 Kmol/h.
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DMA
CO
3
2
5 BencenoRec
6
Dimetilformamida (The Leonard Process Co.)
3b
4
Benceno
DMARec
13
6b
9
Liq
Gas
11
10
CSTR-100
14
12
7
16
Fondo1
Dest1
Fondo2
Dest2 DMATanque
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Problema 28 – Magnaforming I La primera parte del proceso de Magnaforming tiene como objetivo la obtención de un corte de hidrocarburos que generarán los aromáticos de benceno, tolueno y xilenos, por lo que interesa separar los C6, C7 y C8. Se utilizará para la simulación la termodinámica de Peng Robinson. La única reacción que se produce es la eliminación del C6H14S un contaminante de los catalizadores de isomerización por lo que se lo hace reaccionar en el K-121 con una conversión del 100 %: C6H14S +H2 ----> C6H14 +SH2 Las características de las distintas alimentaciones son las siguientes: 1 H2 C1 C2 C3 iC4 nC4 C5 C6 C7 C8 C9 C6H14S SH2 TOTAL Presión Temp.
Corriente Sal. M-101 2 3 9 7 6 10 15 13 14
Pérdidas de Carga M-101 M-102
Presión Kg/cm2_g 2,1 1,7 2,2 5 3,2 2,8 3,2 5,8 38,6
Kg/cm2 0,9 1,2
0 0 0 161,5 750 755 3200 12228 18342 34454 50649 17,5 0 120557 0 38
Temp (°C) 60 149 128 190 41 92 95 141 41 141
17 40 48 55 68 24 26 39 0 0 0 0 0 0 300 38,6 38
Corriente 18 19 20 21 22 23 Sal. Valv. 27 28 31
M-106 M-107
Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/cm2_g °C
Presión Kg/cm2_g 34,1 32,3 31,7 30,2 28,8 28,1 8,6 7,4 5,7 6
Temp (°C) 256 371 371 163 38
Kg/cm2 0,7 1,1
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El caudal másico de la corriente 26 lo constituye un 0.2 % de la corriente 23
33
32
M-122 17 J-121
14
M-105
15
M-101 1
7
M-106
J-101
M-102
2
N-101
3
5
9
J-108
L-101
J-102
M-103
8
4
6
MAGNAFORMING I
N-102
12 O-101
10
16
J-104
M-104
11
M-121
20
18
K-121
O-102
13
19
L-121
M-107
21
VL-121
24 V-121
O-121
25
26
23
22
27
31 M-123
28
N-121
M-124
J-122
M-125
30
29
O-122
Para las torres debe tenerse en cuenta lo siguiente: la N-101 produce la separación de C8 y menores por cabeza, la N-102 separa los C5 y menores por cabeza y la N-121 genera una mejor separación de C5 por fondo.
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Problema 29– Magnaforming II La segunda parte del proceso de Magnaforming tiene como objetivo la obtención de aromáticos a partir de los hidrocarburos cíclicos saturados. Se utilizará para la simulación la termodinámica de Peng Robinson. Las reacciones que se producen con una conversión del 100 % son las siguientes: 1er Reactor: Ciclohexano ----> Benceno + 3 H2 Metil Ciclohexano ----> Tolueno + 3 H2 Dimetilciclohexano ----> Xileno +3 H2
2do Reactor: n-Hexano ----> Benceno + 4 H2 n-Heptano ----> Tolueno + 4 H2 n-Octano ----> Xileno + 4 H2
Las características de las distintas alimentaciones son las siguientes: H2 C1 C2 C3 iC4 nC4 C5 C6 CC6 C7 MCC6 C8 TOTAL Presión Temp.
Corriente 6 9 10 14 15 15a 15b 18
1 0 0 0 0 0 0 1034 5220 5462 9534 9693 22466 53409 6 166
Presión Kg/cm2_g 18,2 16,2 15,8 14,1 13,4 12,7 12,3 12,0
2 191 479 0 0 0 0 80 0 0 0 0 0 750 20 38
Temp (°C) 399 488 449 532 527 490
22 3 44 169 642 452 609 2080 0 0 0 0 0 3999 4,5 35
23 0 1 1 7 26 44 461 0 0 0 0 0 540 4,5 41
Corriente 19 11 11b 12 24 28 30a
Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/cm2_g °C
Presión Kg/cm2_g 11,2 16,9 19,5 15,8 3,9 3,2 3,5
Temp (°C) 38
87 49
250
El caudal másico de la corriente 21 lo constituye un 16 % de la corriente 19 y el correspondiente a la 11 es el 48% de la corriente 19. Con el objeto de diseñar la torre N-151 se cuenta con los siguientes datos: la corriente gaseosa 26 contiene los hidrocarburos más livianos que el butano, la 25 esencialmente pentanos y la 28 benceno y superiores. La presión en la cabeza es 3.5 Kg/cm2_g y la de fondo 3.9 Kg/cm2_g Se solicita que se ajuste la alimentación principal para que la cantidad de benceno obtenida sea de 10.000 Kg/h.
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1
2
J151
L-152
1a
10a
9
4
K152
6
12
10 13
14
L153
15a
M151
15L
15
11B 15b
K153
MAGNAFORMING II
M152 5
M153
18 M154
3
18A
22 23
20
19
VLV-100
O-151
22A
20A
21
3A
24A
19B
19A
V151
30
30A
M158
N-151
M156
27
26
11
28
24
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Problema 30 – Diclorometano El proceso se vincula con la producción de Diclorometano por cloración de metano. Para evitar la formación de otros compuestos clorados el proceso se debe manejar regulando las proporciones entre reactivos. Las corrientes de entrada contienen las siguientes características: Corriente Temperatura Presión Composición Caudoal másico
Metano 40 °C 15 Kg/cm2_g CH4 – Fracción molar: 1.0 2.350 Kg/h
Corriente Temperatura Presión Composición
Cloro1 y Cloro 2 40 °C 5 Kg/cm2_g Cl2 – Fracción molar: 1.0
Las corrientes Cloro1 y Cloro2, deben estar ajustadas a las condiciones del proceso y como ambas deben comprimirse para ingresar al reactor se cuenta con dos entradas de cloro (cada una calculada en función de lo que se necesita en cada reactor) que luego se dividen en la misma proporción. La corriente Cloro1 tiene un caudal molar igual a la corriente Metano, mientras que el caudal de Cloro2 quedará ajustado con la salida 8 del intercambiador E-100. Tras comprimir el cloro a 15 Kg/cm2_g se hace la separación de las corrientes a cada reactor. La corriente 2a debe ser igual a Cloro1. Tras intercambiar en el E-100 (∆P en tubos 0.75 Kg/cm2 y en casco 0.5 Kg/cm2) alcanza la temperatura 250 °C y se ajusta la temperatura en E101 (∆P 0.5 Kg/cm2) a 450 °C para luego reaccionar en el reactor flujo pistón PFR-100 (Volumen: 2 m3 , con tubos de 6 m y de 2 pulgadas de diámetro) a una temperatura de 470 °C. La pérdida de carga debe ser calculada. La reacción es: Cl2 + CH4 ----> ClCH3 + ClH
− rA [ Kgmol / m 3 .s ] = 5 x10 7 e
−200 RT
[Cl 2 ][CH 4 ]
La cantidad necesaria de Cloro2 se ajusta de tal manera que el flujo molar de 2b sea igual al flujo molar de la corriente 8. En el intercambiador E-102 (∆P en tubos 0.75 Kg/cm2 y en casco 0.5 Kg/cm2) alcanza la temperatura 320 °C y para luego reaccionar en el reactor flujo pistón PFR-100 (Volumen: 1 m3, con tubos de 6 m y de 2 pulgadas de diámetro) a una temperatura de 420 °C. La pérdida de carga debe ser calculada. La reacción es: ClCH3 + Cl2 ----> Cl2CH2 + ClH
− rA [ Kgmol / m .s ] = 230 e 3
−270 RT
[ClCH 3 ]
La torre T-100 se encarga de separar el producto final de los reactivos livianos. Presión en cabeza 11.75 y 12 Kg/cm2_g en fondo.
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5
Metano
3
2a
PFR-100
E-101
E-100 4
7 11
Cloro1 2 Cloro2
10
8
Cloro 2b
9
PFR-101
E-102
K-100 Gases 12 T-100
Producto
Determinar la cantidad necesaria de Metano que hace falta para producir 7000 kg/h de Diclorometano.
Problema 31 – Etilbenceno El proceso genera dos productos: Etilbenceno y el Difeniletano por medio de la reacción entre el benceno y el etileno:
C2 H 4 + C6 H 6 → C2 H 5 − C6 H 5 C 2 H 4 + 2C 6 H 6 → C 6 H 5 − C 2 H 4 − C 6 H 5 + H 2 El benceno líquido puro se encuentra a presión atmosférica a una temperatura de 40 °C, alimentándose 1850 Kg/h. El etileno se encuentra impurificado con etano en una relación molar 70:30 y se dispone en las mismas condiciones que el benceno pero debe alimentarse con una relación molar de 2.1 veces respecto al benceno. A ambos fluidos se les levanta la presión a 37.61 Kg/cm2_g. El benceno se precalienta en el E-100 (∆P=0.75 Kg/cm2_g) con los efluentes de reacción (∆P=0.20 Kg/cm2_g) hasta alcanzar 180 °C y se termina de calentar en el E101 a 270°C (∆P=0.50 Kg/cm2_g). Luego se mezcla con el etileno. La corriente resultante se divide en dos flujos para alimentar a ambos reactores: el 75% entra al primer reactor donde se produce la primera reacción con una conversión de 60% de benceno (∆P=0,5 Kg/cm2_g) a una temperatura de 270 °C. El efluente del reactor se mezcla con la corriente 7 para ingresar al segundo reactor donde se produce la segunda reacción (∆P=0,5 Kg/cm2_g) con una conversión del 33% de benceno a una temperatura de 320 °C La salida de los reactores intercambia en el E-100 y se termina de enfriar en el E-102 a 45 °C (∆P=0,5 Kg/cm2_g), y se descomprime a 16 Kg/cm2_g para entrar al flash y separar mayormente los gases livianos. La salida líquida se alimenta en la etapa 5 de la torre T1, la cual tiene 10 etapas de equilibrio (P en cabeza 15,5 Kg/cm2_g y en el fondo 16 Kg/cm2_g) y que trabaja con una reflujo de 2. Se busca obtener la mayor recuperación Utilitarios de Computación – Página 45 de 56
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de benceno en la salida líquida de cabeza y la mayor recuperación de Etilbenceno en el fondo. El benceno recuperado se envía al primer reactor. La T2 tiene 15 etapas, se alimenta en el plato 5, trabaja con las mismas presiones que T1, un reflujo de 1.0 y su función es la de separar el Etilbenceno del Difeniletileno.
Rx1
Rx2 Rx1Total
RecicloBenc C2Pres
6
C2
5
K-100 Benceno
7
4
BzPres
Rx2Total E-100 1
P-100
CabGases
E-101
EtilBenc
8Gas
3 8b
8a E-102
CabBenc T2
VLV-100 T1
V-100
FondoEB
PoliEB
8Liq
a) Se solicita al alumno la simulación del proceso buscando obtener la mejor calidad de ambos productos. b) Cuál debe ser la alimentación de benceno para que el flujo molar de la corriente de Etilbenceno sea de 20 Kmol/h.
Problema 32 – Aromáticos – Proceso Mstdp (Mobil) El proceso se destina a la producción de aromáticos (benceno, tolueno y xilenos) por reacción del tolueno puro con hidrógeno. La termodinámica adoptada es Peng Robinson. El tolueno llega a la planta a presión atmosférica y 40 °C con un caudal de 100 Kmoles/h para ser bombeado a 5 Kg/cm2_g antes de ser mezclado con el hidrógeno, cuya corriente se compone de una parte que se recupera del flash y de una alimentación fresca que llega a 5 °C y 8 Kg/cm2_g, con una composición molar de 0.7 de H2 y 0.3 de metano y en una proporción molar de 2:1 respecto al tolueno. Para ingresar la mezcla caliente al reactor intercambia calor con la salida gaseosa del segundo reactor, donde la temperatura alcanza los 120 °C (∆P=0.5 Kg/cm2 tanto en casco como en tubos) para luego terminar calentado en un horno a 350 °C saliendo con una presión de 4 Kg/cm2_g. El flujo se divide y un 16% se alimenta al reactor flujo pistón. El resto pasa al reactor de conversión. El primer reactor es cinético y se producen las reacciones de hidrogenación. Se trata de un reactor flujo pistón de 2 m3, con tubos de 3 m y 2 pulgadas de diámetro. En el segundo, de conversión, las reacciones de metilación (suponer en ambos casos ∆P=0.15 Kg/cm2
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− ra = Ae
Primer reactor – Temp. 380 °C -
−
Ea RT
[CTol ] Segundo reactor – Temp. 350 °C
[Kgmol/m3 h] A
Ea
Conversión
Tol+H2
Benc+Metano
1.16x108
1250
Tol +CH4
p-Xileno+H2
14.54%
Tol+H2
iC5+Metano
1.65x106
60
Tol +CH4
o-Xileno+H2
0.24%
Tol+H2
nC5+Metano
1.60x106
55
Tol +CH4
m-Xileno+H2
1.42%
Tol +CH4
EtilBenceno+H2
0.473%
Los gases intercambian calor con la alimentación y se comprimen a 15 Kg/cm2_g para luego enfriarse a 25 °C con un ∆P=0.5 Kg/cm2 para facilitar la separación de los gases livianos en el flash. El 75 % de la corriente gaseosa se recicla por su alto contenido en hidrógeno y el resto se envía a antorcha. La salida líquida se descomprime a 5 Kg/cm2_g para luego destilar el tolueno con los xilenos por el fondo (recuperación de tolueno 99% molar), una salida líquida de benceno por cabeza (recuperación de benceno 99% molar) y una salida gaseosa a antorcha. La presión en cabeza es de 4.9 y en el fondo de 5.0 Kg/cm2_g. Se solicita al alumno: a) Simular el proceso tal cual fue descrito. b) Encontrar cuál debe ser la alimentación de tolueno para que el flujo másico del benceno puro contenido en la corriente líquida de la cabeza de la torre sea de 1500 Kg/h. c) Calcule el diámetro de la torre y la altura de transferencia para platos perforados y para rellenos raschig ¼”
SalReac
Gas2 Reac1
H2
E1 1
Rx2 TCal
TH
E2
Liq2
Reac Reac2
Rx1
Tol
T1
EntFrio
AlK B1
Antorcha
Gas
Comp
F1
E3
GasesLiv
V1
K1 LArom
LArDesc
Benceno
T1 TX
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Problema 33 – Metanol El alumno debe simular el proceso de obtención de metanol a partir de metano el cual se obtiene de un corte de hidrocarburos livianos con las siguientes condiciones Condiciones Temperatura Presión Caudal másico
Composición Metano Etano Propano i-Butano n-Butano
35 °C 40 Kg/cm2_g 2800 Kg/h
Fracción molar 0.45 0.20 0.15 0.1 0.1
De esta corriente se obtiene por destilación un corte con mayor pureza de metano (fracción molar mínima 0.85). La torre trabaja con una presión en la cabeza de 39.6 y en el fondo con 40.1 Kg/cm2_g. La salida de metano gaseoso pasa por un flash (por la condensación de las cañerías) donde el líquido separado se alimenta en un plato superior al de la alimentación principal. El gas metano se expande hasta los 10 Kg/cm2_g y posteriormente se calienta (∆P=0.2 Kg/cm2) utilizando la energía liberada en la expansión. La otra alimentación, aire (Comp. Molar 0.79 N2 y 0.21 O2), ingresa con 20 °C y 10 Kg/cm2_g, quedando regulado su caudal másico de forma que su valor molar sea igual al de la corriente de metano más 50 Kgmol/h. La mezcla metano – aire intercambia calor con la salida caliente del reactor hasta alcanzar 50 °C (∆P=0.3 Kg/cm2). La mezcla ingresa al reactor de flujo pistón para generar la reacción del metano con el oxígeno que produce metanol con la siguiente cinética:
rA Kgmol 3 m
= K ⋅ PCH 4 PO2 s
K = 2.15 x108 e
−
2430 RT
El reactor trabaja isotérmicamente a 175 °C, tiene un volumen total de 2 m3 y está compuesto por múltiples tubos de 6 m de longitud y con un diámetro de 2 pulgadas. El alumno debe determinar el número de tubos necesarios y la caída de presión. La corriente de salida intercambia calor con la alimentación (∆P=0.05 Kg/cm2), luego se enfría para separar los gases livianos del producto en un flash. El alumno debe encontrar la temperatura exacta a la que se enfría la corriente que ingresa al flash para que la composición de metanol obtenida en la corriente líquida sea de 99.99 % molar. Prod Aire
MetGas
MetDesc Mezcla K-100
PFR-100
E-101
E-100
MezclaCal
GasF
MetRx
V-100 Metano
V-101 ProdFrío
ProdFlash E-102
Feed LiqF T-100
HidroC
MetRec
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Problema 34 - Cloración de Propileno El objetivo de la planta que se muestra en el diagrama es la obtención del Cloruro de Alilo (Allyl Chloride, el 2 – cloropropeno, C3H5Cl) con formación del 1,2 Dicloropropano (C3H6Cl2) y el 2,3 Dicloropropeno (C3H4Cl2), mediante la reacción entre el propileno puro (C3H6) con Cloro puro. Se utiliza la termodinámica de SRK. Las alimentaciones base son Propileno Temperatura: 60 °C Presión: 200 psia Flujo: 100 lbmol/h
Cloro Temperatura: 80 °C Presión: 100 psia Flujo molar: 30 % más que el C3H6 puro
Base: velocidad de reacción lbmol
ft 3 h
Después de juntarse con la corriente que se recicla la resultante se mezcla con el cloro para alimentar al primer reactor tanque agitado que trabaja a 800 F con una presión de 73.5 y tiene un volumen de 10 ft3. Allí se producen las dos primeras reacciones.
y la energía de activación BTU
Cl 2 + C3 H 6 → C3 H 5Cl + HCl Cl 2 + C3 H 6 → C3 H 6 Cl 2
⇔
⇔
lbmol
− rA = 2.1x1011 e
− rA = 1.19 x10 7 e
−27009.6
−6811.98
RT
RT
(CCl2 )(CC3H 6 )
(CCl2 )(CC3H 6 )
La salida del reactor se mezcla con parte de los productos clorados recuperados y se alimenta al segundo tanque agitado de igual volumen pero que trabaja a 750 F y 70 psia, donde se produce la tercera reacción.
Cl 2 + C3 H 5Cl → C3 H 4 Cl 2 + HCl
⇔
− rA = 4.69 x1014 e
−42300
RT
(CCl2 )(CC3H 5Cl )
La corriente S15-Gas se enfría a 56 F (∆P=7 psia) y pasa a la torre “Separador de Propileno” que saca por fondo los productos clorados, trabajando con una presión en cabeza de 20 psia y de 27 psia por fondo. El 70 % del fondo de la primera columna es acondicionado mediante una bomba y un enfriamiento (∆P=7 psia) para que se mezcle, en las mismas condiciones, con la alimentación del segundo reactor. Debido a que el propileno separado por cabeza de T-100 no solo arrastra el Cl2, (necesario para las reacciones) sino también el HCl, para poder reciclar esta corriente se necesita separar este último. Se alimenta a la torre T-102 (presión en cabeza 14.7 y presión de fondo 19 psia) donde se procura que la mayor cantidad de HCl sea eliminado de la mezcla propileno y Cl2. El fondo de la “Torre separadora de HCl” (T-102) se enfría (∆P=7 psia) y se acondiciona para que pueda mezclarse con el propileno puro alimentado. El resto del fondo de la primera torre, corriente S2, se alimenta a la torre “Separadora de Cloruro de Alilo” donde se saca por cabeza con la mayor pureza posible el C3H5Cl. Se solicita al alumno: d) Simular el proceso tal cual fue descrito. e) Calcule la cantidad de propileno necesaria que se debe alimentar si necesitamos contar con al menos 1200 lb/h de cloruro de alilo en la corriente S12.
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RecProp
S20
E-102
ClH
K-100 S21 S3 T-102
Propileno S9
S13-Gas
S15-Gas
S15
S1 E-100
Rx1
AlCl
Rx2
Cloro
S12
S15-Liq
S13-Liq
S2 T-100 S14 E-101
S11A
P-100
S11
DiCl T-101
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Problema 35 - Producción de Etileno El objetivo de la planta que se muestra en el diagrama es la obtención de etileno para su posterior polimerización. Se va a trabajar con termodinámica PR. Considerar en todos los intercambiadores de calor una caída de presión de 0.3 Kg/cm2 Las alimentación base de hidrocarburos es: Feed Temperatura: 40 °C Presión: 0 Kg/cm2_g Flujo: 3900 Kg/h
Fracciones molares Etano 0.15 Propano 0.20 n-Butano 0.15 n-Pentano 0.25 n-Hexano 0.25
Se le levanta la presión a 15.35 Kg/cm2_g para alimentar la torre donde se elimina el pentano y el hexano. La presión en la cabeza es de 15 Kg/cm2_g y la de fondo 15.5 Kg/cm2_g. La torre tiene platos de válvula. Los gases intercambian calor con la salida gaseosa del reactor Rx1, alcanzando una temperatura de 190 °C. Ingresa al reactor donde se producen las siguientes reacciones a 350 °C con una caída de presión de 0 Kg/cm2 :
C 2 H 6 → C 2 H 4 + H 2 ⇒ Conv. 100%
C 4 H 10 → 2C 2 H 4 + H 2 ⇒ Conv. 45%
C3 H 8 → C3 H 6 + H 2 ⇒ Conv. 72%
C 4 H 10 → C 4 H 8 + H 2 ⇒ Conv. 55%
C3 H 8 → C 2 H 4 + CH 4 ⇒ Conv. 28% Los gases intercambian calor en E1 y se comprimen a 25 Kg/cm2_g, intercambian calor en E101 con el etileno producto alcanzando los 120 °C. Ingresa a la torre T100 (presión en cabeza 24.65 Kg/cm2_g y fondo 24.75 Kg/cm2_g) para separar Etileno y gases livianos por cabeza. El fondo LiqV2 debe calentarse y mantenerse en E3 a la misma temperatura que GasCvF. La torre es de relleno con anillos Ballast Plásticos de 1 pulgada. Ingresa al reactor Rx2 (volumen de 5 m3) junto con una corriente de H2 fresca (hidrógeno puro a 20 °C y que debe mantener la misma presión que EntRx2 y un caudal molar igual a la mitad de este) y con los gases que se recuperan en T3. Las reacciones que se producen a 320 °C (caída de presión de 0.5 Kg/cm2) son: Base: velocidad de reacción Kmol
m3s
C3 H 6 + H 2 → C 2 H 4 + CH 4 C 4 H 8 → 2C 2 H 4
⇔
⇔
− rA = 1.263 x10 7 e
− rA = 2.89 x108 e
−450
RT
−2360
RT
( X C3 H 6 )
( X C4 H 8 )
La salida gaseosa del reactor se mezcla con los gases de la torre T100 para ser tratados en la T3 (presión en cabeza 23.50 Kg/cm2_g y fondo 24.50 Kg/cm2_g) donde se obtiene el etileno con la mayor pureza posible. Un 90% de los gases de cabeza (ricos en H2) se realimentan al reactor después de comprimirlos para mantener la misma presión que las alimentaciones del reactor.
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La corriente de etileno se calienta en E101 y luego se envía a tanques tras recorrer en una cañería de 2 pulgadas, el siguiente circuito: 10 m horizontalmente, asciende verticalmente 6 m, horizontalmente 2 m, encuentra una válvula globo abierta, gira hacia la derecha 6 m horizontalmente y luego gira a la izquierda horizontalmente siguiendo 16 m hasta el tanque. La cañería no tiene aislamiento y la temperatura ambiente es de 15 °C. Se solicita al alumno: f)
Simular el proceso tal cual fue descrito.
g) Calcule la cantidad de Feed que se debe alimentar si necesitamos obtener con al menos 50 Kmol/h de la corriente de Etileno h) Indique para las torre T1 y T100 su diámetro y altura de la sección de transferencia. Para T100 también indicar la masa total de elementos de relleno. Imagen del diagrama de Flujo del Proceso de la planta.
K3 H2Comp
H2Rec
Purga
GasConv Hidro
Etileno
Rx1 C GasRx
GasTot
GsaV1
Feed
T3
LiqConv Gases Comp
GasRx2 E1 Hidrógeno
T-100 K1
AlFl GasCvF
T1
GasK2
Penta
LiqV2
E-101
E3
EntRx2 Rx2
K2
EtilCal
LiqRx2
EtilTx
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Problema 36 - Aromáticos El proceso se destina a la producción de aromáticos (Styreno, E-Benceno, Benceno y Toluene) por deshidrogenación del Etilbenceno. La termodinámica adoptada es Peng Robinson. 1 Temperatura: 110°C Presión: 20.817psia Flujo: 1394 Kgmol/h Composición (fracción molar) Agua: 1.000
2 Temperatura: 172,74°C Presión: 145 kpa Flujo: 10963 kg/h Composición (fracción molar) EBenzene: 0.9996 Benzene: 0.0001 1,4EBenzene: 0.0003
3 Temperatura: Presión:
benz 150.68°C 1.45 bar
Composición (fracción molar) EBenzene: 0.8473 Styrene: 0.1448 Toluene: 0.0079
Temperatura: 96.0°C Presión: 140 Kpa Flujo: 320.0 kgmole/h Composición (fracción molar) Benzene: 0.6000 Ethylene: 0.4000
Para calcular el flujo de 3 debe mantenerse siempre la siguiente relación: que el flujo molar de 2 debe ser el doble del flujo molar que se obtiene en la corriente 3 Kmol/h. El 10% de la corriente 1 se mezcla con las otras 3 alimentaciones para formar la corriente 4.0, esta corriente intercambia calor con las salidas de los reactores (corriente a) en el intercambiador (intercam) para levantar su temperatura a 480 ºC y mezclarse con la corriente 1.4, formando la corriente A.S a la cual se le incrementa la presión en un compresor que eleva la presión a 5 bar. El 80% de la salida del compresor debe enfriarse hasta obtener un 65% de fracción de vapor y separarse el líquido del vapor en un flasheo. La corriente gaseosa ingresa a un reactor PFR cuyo volumen es de 5 m3 , la longitud de 4 m y su temperatura es la que me permite obtener un 19 % de conversión en la reacción de E-Ben. El 20% restante ingresa al reactor de conversión el cual trabaja a una temperatura de 617,1 ºC. La corriente que sale del intercambiador (A.1 del intercam), aprovechando su valor energético intercambia calor en dos intercambiadores en serie con el 90% de la corriente 1 permitiéndole alcanzar una temperatura a la corriente 1 de 150 ºC. Esta corriente luego ingresa a un intercambiador para obtener finalmente la temperatura de 714 ºC la cual es la optima para mezclarse con la 4.1. La corriente A2 se enfría a 0 ºC temperatura a la cual trabaja el separador fases de manera de extraer todo el agua por el fondo y mezclarse con la corriente de L3 para reciclarse al proceso nuevamente. Los livianos salen por cabeza y la corriente A.3 se bombea con una bomba centrifuga cuya Potencia es de 0,38176 KW-h la cual permite ingresar a la primera columna de destilación, en la cual se recupera el 87 % de etilbenceno por el fondo. La presión de cabeza es 80 kpa y la de fondo 130 kpa. La corriente A.5 alimenta la segunda columna para separar el etilbenceno del Styreno. Esta columna debe recuperar más del 98 % de etilbenceno por cabeza, siendo las presiones superiores de 90 kpa y las inferiores de 135 Kpa. Los intercambiadores E-100 y Heater, tienen una caída de presión de 1 KPa mientras que E-101 de 1 bar y el E-102 de 1kg/cm2. Los dos intercambiadores de casco y tubo tienen una caída de presión de 2 KPa en intercam y 1KPa en intercam2 El reactor PFR como el reactor de conversión, tienen una caída de presión de 2 kg/cm2
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Ea
− ra = Ae RT [C ] [Kgmol/m3 h] −
Primer reactor – Temp. ¿?
A
Ea
Segundo reactor – Temp. 617.1 °C
Conversión
E-Ben
Styrene+H2
4240
3.800x104
E-Ben+H2
Tol+CH4
15.0%
Ben+Ethyl
E-Ben
1.10x105
1.200x104
E-Ben
Ben+EThyl
1.0%
CH4+OH2
CO+H2
100.0%
Ethyl+ OH2
CO+H2
94.0%
CO+OH2
CO2+H2
100.0%
E-Ben+Ethyl
14-EBenceno
100.0%
Se solicita al alumno: i)
Simular el proceso tal cual fue descrito.
j)
Calcule el diámetro de la torre y la altura de transferencia para platos perforados y para rellenos Raschig ¼”
Imagen del diagrama de Flujo del Proceso de la planta.
2 3 a.s5
4.0
1.1 benz
A.s4 A
E-102 reactor-Vapour
intercam 1
1.2
PFR-100
reactor-Liquid reactor
A.1 4.1
C
intercam2
v3 a.2.1
A.0
A.2 E-100
1.3
A.S.1 A.S.
E-101 a.s2
a.s3
1.4 heater
K-100
Livianos A.3
P-100
tolueno
A.4
V-100 AGUA
etilbenc pesados A.5 des-tolueno
Styerene des-etilben
l3
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V-101
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Problema 37 – Planta de Producción de Aromáticos La corriente Feed cuenta con los siguientes datos (termodinámica adoptada Peng Robinson). Datos n-Hexano 390 Kg/h n-Heptano 400 Kg/h n-Octano 570 Kg/h n-Nonano 320 Kg/h n-Decano 150 Kg/h Temperatura: 20,°C Presión: 0 Kg/cm2 man.
La alimentación se bombea a 15 Kg/cm2g para entrar al E100 donde se calienta a 80 °C al intercambiar calor con el fondo de la torre de destilación. La pérdida de carga en casco y tubos es de 0,5 Kg/cm2. En la torre se separa la mayor cantidad posible de C9 y C10. La presión en el fondo es de 14.7 Kg/cm2g y la pérdida total de carga en la torre es de 0.4 Kg/cm2. El fondo de la torre intercambia calor y luego se calienta a 180 °C en el E101 donde sale con una presión de 0,2 Kg/cm2g más que la salida del intercambiador E102. Seguidamente entra al reactor CRV100. Las reacciones que tienen lugar a 250 °C y con una pérdida de carga de 0,1 Kg/cm2. son las siguientes:
1. un 72 % del C8 se descompone en H2, metano y benceno y el resto en tolueno, metano e hidrógeno; 2. un 24 % del C9 se descompone en H2, metano y benceno y el resto en tolueno, metano e hidrógeno; 3. c) un 65 % del C10 se descompone en H2, metano y tolueno y el resto en paraxileno, metano e hidrógeno. La cabeza gaseosa se divide en dos flujos de modo de extraer 3.5 Kmol/h por la corriente Te2 La cabeza de la torre se calienta a 290 °C (pierde 0.2 Kg/cm2) para ingresar al reactor flujo pistón que trabaja a 320 °C y produce una pérdida de carga de 0,5 Kg/cm2. El reactor tiene 5 m3, tubos de 3 pulgadas de diámetro y 2 m de longitud. Las reacciones que se producen son las siguientes [Kgmol/m3 s] Hexano
Benceno+Hidrógeno
− ra = Ae
Heptano
Tolueno+Hidrógeno
− ra = Ae
Octano
Paraxileno+Hidrógeno
− ra = Ae
Decano
Benceno+Metano
− ra = Ae
A
Ea (KJ/Kmol)
[x Hex ]2
1.57x1011
2450
[x ]
3.54x109
456
Ea RT
[xOct ]1.5
8.70x1010
5260
Ea RT
[xDec ]2
2.56x1011
2040
−
Ea RT
−
Ea RT
−
3
Hep
−
El producto se enfría en el Ex4 donde pierde 0,2 Kg/cm2 a una temperatura tal que en la salida GasF1 la cantidad de benceno no supere 0,1 Kmol/h. Se descomprime la corriente en la válvula a 1 Kg/cm2g para mezclarse con la corriente Te1. Esta mezcla se flashea para obtener gases livianos ricos en Hidrógeno. La salida Te2 se descomprime a 1 Kg/cm2g para que se puedan hidrogenar los aromáticos, para lo cual se va a utilizar la corriente GasF1. La hidrogenación que se produce a 250 °C con una pérdida de carga de 0,2 Kg/cm2 con reacciones de equilibrio donde el benceno, el tolueno y el paraxileno producen metano. Se solicita al alumno: k) Simular el proceso tal cual fue descrito. l)
Calcule el diámetro de la torre y la altura de transferencia para platos perforados y para rellenos con anillos Pall de 5/8”.
m) Indique cuáles son los productos obtenidos y en que flujo másico. n) Indique qué cantidad debemos alimentar para obtener un contenido de 6 Kmoles/h de Benceno en la corriente principal de productos. Utilitarios de Computación – Página 55 de 56
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Imagen del diagrama de Flujo del Proceso de la planta. PFR-100 E-102 SalRx2
SalEx3 Cab1
SalBomb1 Feed
GasF1
Ex4 SalEx4
SalEx1
SalTe V-100
P-100
E-100
VLV-100
Fon1 Val1
T1
LiqF1
SalCas1 GRx1
Te1
CRV-100 E-101
SalEx2
GRx3 VLV-101
C Te2
SalVal2
ERV-100 E
LRx1 LRx3
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