simulacion

UNIVERSIDAD AUTÓNOMA JUAN MISAEL SARACHO FACULTAD DE CIENCIAS INTEGRADAS VILLA MONTES CARRERA DE INGENIERÍA PETROQUÍMICA

AUMATIZACION Y OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS PETROQUIMICOS

OPTIMIZACIÓN EN TRANSFERENCIA DE CALOR Y CONSERVACIÓN DE ENERGÍA  OPTIMIZACIÓN EN SISTEMAS DE FLUJO DE FLUIDOS OPTIMIZACIÓN EN SEPARACIÓN DE PROCESOS OPTIMIZACIÓN EN REACTORES QUÍMICOS Y DISEÑO Y OPERACIÓN.

DOCENTE:

ING. WILFREDO VILLARPANDO

POR:

NADIA REYNA TANTANI HUAYNOCA 

30 DE MAYO DE 2011

TARIJA-BOLIVIA

1

CONTENIDO

1. Optimizar 1.1. Objetivo de la simulación 1.2. El modelo de ingeniería del proceso 1.3. La simulación de procesos en la industria química actual 1.4. Para mejorar los procesos de separación 2. Optimización Optimización en transferencia de calor y conservación conservación de energía 3. Optimización Optimización en separación de procesos 4. Optimización Optimización en sistemas de flujos de fluidos 5. Optimización Optimización en reactores químicos de diseño y operación 5.1. Los reactores químicos modelados 5.2. Clasificación de reactores 5.3. Las funciones de objetivo para los reactores 6. Bibliografía

3 3 4 4 7 7 12 16 19 20 20 21 26

2

1. OPTIMIZAR (1) Es encontrar el mínimo o el máximo de una función respecto a ciertas restricciones. Sin duda, alcanzar el mínimo o máximo es obtener la "mejor" solución entre otras soluciones factibles. El mejor proceso debe ajustar el flujo de tareas, entradas y salidas de manera que entregue la mejor calidad al menor costo y en el menor tiempo. Para aumentar la calidad de un producto o servicio se incurre en inversión de tecnología y personas pero a la vez podemos reducir los tiempos y en el peor caso aumentarlos lo cual depende de otros factores tales como: correcta elección de la tecnología, capacitación de las personas, estrategias de gestión (gestión del cambio y gestión del conocimiento). 1.1. 





Objetivos de la Simulación Reduce el tiempo de diseño de la planta, permitiendo al diseñador comprobar varias configuraciones de planta Ayuda a optimizar el proceso, así como determinar las condiciones de proceso óptimas para unas restricciones dadas. Predice los costes de planta y la viabilidad económica

Figura1 : variables de optimización de procesos Fuente: http://blog.bpmchile.org/2008/06/optimizacin-de-procesos-parte-i.html

3

1.2.

EL MODELO DE INGENIERÍA DEL PROCESO

Figura.2 La simulación como la actividad del centro en la Investigación & el Desarrollo, Plan y Funcionamiento  Dimian A. C. 2003 Integrated design and simulation of chemical processes ed. Elsevier. (Pag. 36)

1.3. LA SIMULACIÓN DE PROCESOS EN LA INDUSTRIA QUÍMICA ACTUAL (2) En un proceso químico, la transformación de materias primas en los productos deseados habitualmente conlleva más de una etapa. El proceso suele constar de una serie de etapas de transformación intermedias que involucran, por ejemplo, reacción, separación, mezcla, calentamiento, enfriamiento, cambio de presión, reducción o aumento del tamaño de partícula, etc. Una vez que se han seleccionado las etapas individuales, es necesario interconectarlas para llevar a cabo la transformación global.

Figura 3. Esquema genérico del diseño de un proceso químico Fuente: Luque Rodríguez, B. Vega Granda Simulación y optimización avanzadas en la industria química y de procesos: HYSYS 2005

4

El diseño de un proceso involucra una descripción abstracta de lo que se quiere, y otra descripción más detallada (esto es, más refinada) en cada una de las etapas del diseño, construcción y operación del proceso. Por ejemplo, la dirección de la empresa desea mejorar el valor futuro de la empresa, lo que constituye la descripción abstracta de sus deseos. En consecuencia genera y selecciona entre las alternativas posibles a llevar a cabo en la empresa para lograr este fin; esto representa una descripción más detallada de lo que se quiere llevar a cabo. Esta descripción se transforma en la descripción abstracta para aquellos que trabajan en las siguientes etapas del diseño. Por ejemplo, en el diseño preliminar del proceso, la descripción abstracta podría ser convertir el exceso de etileno de la planta en alcohol etílico. La descripción más detallada será el diseño preliminar necesario para llevar a cabo este fin. Denominamos síntesis al proceso de transformar la descripción abstracta en otra más detallada, y comprende varias etapas como se indica en la figura 3. La primera etapa es la generación del concepto , donde se identifican las claves principales en que se basará el diseño. Para el ejemplo anterior, deberemos decidir si nos restringimos a la química que se encuentra en la bibliografía, si sólo consideramos procesos convencionales bien contrastados o por el contrario optamos por procesos novedosos. Se debe considerar aquí  también si se compra un proceso llave en mano, etc. En la siguiente etapa consideramos la generación de alternativas , para ello se suele partir de fuentes bibliográficas (patentes, artículos científicos, enciclopedias de tecnología). La siguiente etapa es el análisis de cada una de las alternativas propuestas para evaluar su funcionamiento. Típicamente, esto significa llevar a cabo los balances de materia y energía del proceso para calcular los flujos, temperaturas, presiones, composiciones, etc. En la siguiente etapa tenemos que evaluar  el funcionamiento del proceso, tanto desde el punto de vista de su rentabilidad económica, como flexibilidad, seguridad, de impacto medioambiental, etc. Finalmente, se requiere llevar a cabo una optimización para mejorar el diseño. Al final de todo este proceso se espera tener el mejor diseño que satisface nuestro objetivo inicial, y habremos transformado una descripción abstracta en una más detallada que da lugar al diagrama de flujo del proceso.

5

Fig. 4. Etapas en la síntesis de un proceso químico Fuente: Luque Rodríguez, B. Vega Granda Simulación y optimización avanzadas en la industria química y de procesos: HYSYS 2005

6

1.4.

PARA MEJORAR LOS PROCESOS DE SEPARACIÓN (3)

Figura 5. Esquema de las líneas de investigación Fuente: Procesos de separación, Dpto. de Ingeniería Química Universidad de Vigo 36200 Vigo

2. OPTIMIZACIÓN EN TRANSFERENCIA DE CALOR Y CONSERVACIÓN DE ENERGÍA (4) Optimizando la recuperación de calor perdido Una variedad de medidas de la conservación de energía disponibles puede adoptarse para perfeccionar el uso de energía a lo largo de una planta química o refinería. La siguiente lista es un plan de factores que opera en la relación de transferencia de calor y uso de energía que puede involucrar la optimización:     

Encender los mandos de combustión del calentador La recuperación de calor de los gases de la pila Encender la transmisión del calentador de sección de limpieza La configuración de red de cambiador de calor Cambiador de calor de la superficie para mejorar la transferencia de calor 7

              

Programar la limpieza del cambiador de calor La ejecución del radiador de aire Las torres de fraccionamiento: la razón de reflujo óptima, el intercambio de calor. La instrumentación para supervisar el uso de energía El goteo reducido en los sistemas de vacío y líneas de presión y condensadores Las economías del agua de refrigeración El tratamiento de agua eficaz para las plantas de la subida de vapor El trabajo útil de la reducción de la presión de vapor Los colectores de agua, trazado, y recuperación del agua de condensación Los hervidores de CO en las unidades de la destilación catalítica La nivelación de carga eléctrica el factor de poder mejora Impulsar la recuperación de gases o líquidos El poder de pérdida en las refinerías Las mejoras del catalizador

EJEMPLO 1(5) Considere el siguiente esquema de intercambio de calor. Dos corrientes de proceso W1 y W2 intercambian calor en el equipo 1, y la corriente fría W1 se envía a orro equipo 2, el cual es un calentador, donde se hace pasar vapor para calentar la corriente W1 hasta una temperatura final de 2000F. Datos: T1i      

W2= 500lb/ hr 

T2i= 2000F

 0

Cp 1= 0.9 Btu/lb F

Cp2 = 1 Btu/lb0F

Tf = 200 0F Tvap = 2120F λ

= 1000Btu/lb

U1= U2= U= 200 Btu/h ft 2 0F

8

Figura 6  Fuente: Jiménez A. G., 2003, Diseño de Procesos en Ingeniería Química Editorial Reverte S. A.

Función objetivo: Se desea minimizar el costo de operación anual del sistema.   

    

    

Donde: n = nunmero de años = 10 costo de equipo = 350 (A)

0.65

, con el área en ft 2

costo unitario de vapor = 5 x 10 -3 $/lb horas de operación al año =8500 Escriba los siguientes balances con ayuda del diagrama del proceso    

Cantidad de calor Q1 en Btu/lb, que se transfiere en el intercambiador 1 debido a la corriente W1 Cantidad de calor Q1 en Btu/lb, que se transfiere en el intercambiador 1 debido a la corriente W2 Cantidad de calor Q2 en Btu/lb, que se transfiere en el intercambiador 2 debido a la corriente W1 Cantidad de calor Q2 en Btu/lb, que se transfiere en el intercambiador 2 debido al flujo de vapor

EJMPLO 2 (6)

ENFRIADORES EN SERIE Una corriente “Alimento” que contiene hidrocarburos saturados, nitrógeno y dióxido de

carbono a 60 °F y 600 psia y de flujo desconocido se quiere enfriar hasta -60 °F mediante dos enfriadores en serie, E-100 y E-101. Las cargas calóricas y las caídas de presión en cada uno 6

6

de los intercambiadores de calor son 1.2x10 Btu/h y 5 psi en el E-100 y 5x10 Btu/h y 5 psi en el E-101. Se requiere determinar el flujo molar a traves de los enfriadores y la temperatura de la corriente “EntradaE-101”. CORRIENTE DE ALIMENTACIÓN: Instale una corriente de nombre “Alimento” con las siguientes especificaciones

Pestaña Worksheet

Página Conditions 9

Temperatura Presión

Pestaña Worksheet Nitrógeno 0.0149 Metano 0.9122 Etano 0.0496 Propano 0.0148 i-Butano 0.0026 n-Butano 0.0020

60°F 600 psi

Página Composition (Fracción Mol) CO2 0.0020 i-Pentano 0.0010 n-Pentano 0.0006 n-Hexano 0.0001 n-Heptano 0.0001 n-Octano 0.0001

Figura 7: Balance de mol y calor en dos enfriadores en serie Fuente . http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/18Practica18.pdf 

EJEMPLO 3 (7) el recipiente V-100, incluido para eliminar la posible formación de condensado. El vapor “VaporV-100” se enfría en dos intercambiadores en serie, E-100 y E-101, condensando una fracción de dicho vapor. La mezcla líquido- vapor, “LiquidoVapor”, a una temper atura de -15.18 y 6130 kPa °C se separa en el recipiente V-101, recogiéndose el líquido como el producto enfriado y el vapor se recircula como medio enfriante en el intercambiador E100. El intercambiador E-101 es un enfriador de especificaciones simplificadas disponible en HYSYS. Un objetivo de la simulación es ajustar la temperatura de la corriente, “LiquidoVapor”, que alimenta al separador V-101 a la temperatura de rocíode la corriente “Vapor”. El punto de rocío de la corriente gaseosa producto “Vapor” no debe exceder de  –  15°C a 6000 kPa. Una operación Balance se utilizará para evaluar el punto de rocio del La corriente “Alimento” a 15 °C y 6200 kPa, se somete a una separación de fases, en

 producto gaseoso “Vapor” a 6000 kPa.

PAQUETE FLUIDO

10

COMPONENTES: Nitrógeno, Sulfuro de Hidrógeno, Dióxido de carbono, Metano, Etano, Propano, i-Butano, n-Butano, i-Pentano, n-Pentano, n-Hexano, Agua y C7+ (Hipotético, Temperatura de ebullición Normal 110 °C, (230 °F)) ECUACION: Peng-Robinson REACCIONES: No hay SISTEMA DE UNIDADES: SI SIMULACION EN ESTADO ESTACIONARIO Corriente de alimentación: Instale la corriente de nombre ventana de propiedades las siguientes especificaciones: Nombre: Alimento Temperatura: 15°C (60°F) Presión: 6200 kPa (900 psia) Flujo Molar: 1440 kgmole/hr (3175 lbmole/hr) Composición N2 H2S CO2 C1 C2 C3 i-C4 n-C4 i-C5 n-C5 C6 C7+ H2O

“Alimento”

e introduzca en su

(Fracción Molar: 0.0066 0.0003 0.0003 0.7575 0.1709 0.0413 0.0068 0.0101 0.0028 0.0027 0.0006 0.0001 0

11

Figura 8. Diagrama de flujo de una planta de enfriamiento de gas Figura 6. Diagrama de flujo de una  planta de enfriamiento de gas Fuente . http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/21Practica21.pdf 

3. OPTIMIZACIÓN EN SEPARACIÓN DE PROCESOS (8) La separación en una fase es importante en casi todos los procesos químicos. Se necesitan las separaciones las cuales deben enviarse a los destinos múltiples con las concentraciones especificadas. Las fuentes normalmente son la materia prima de entrada y efluentes del reactor; los destinos de los producto de los reactores y flujos de pérdida. Para lograr una asignación de la especie deseada usted debe determinar los tipos buenos y sucesión de separadores a ser usado, evalúe la propiedad física o química para ser aprovechar en cada separador, arreglar las fases a cada separador, y prescribe las condiciones de funcionamiento en el proceso completo. La optimización está envuelta en el proyecto del equipo y en la determinación de las condiciones de funcionamiento óptimas para el equipo. Una variedad de procesos de la separación.             

Centrifugación cromatografía diálisis destilación electroforesis extracción filtración Flotación Secado congelado Intercambio iónico Membranas Osmosis Fusión local

Aunque cada tipo de proceso están basado en principios físicos diferentes, los modelos matemáticos representaban un proceso sorprendentemente similar. Normalmente las ecuaciones de balance de materia o balances de energía, responden a las leyes fundamentales, y las relaciones empíricas de equilibrio. Las ecuaciones pueden involucrar variables discretas o continuas que dependen de los supuestos simplificadores. Por ejemplo, para una columna de la organizar-destilación las asunciones típicas podrían incluir uno o más de lo siguiente: 12

       



El sostenimiento al líquido en cada plato es completamente mixto. Un sostenimiento constante existe arriba en cada plato, y en el sistema de acumulación del condensador. el dinámico fluido es despreciable en el tiempo de la contestación. Los efectos de cambios de presión en las varias secciones de la columna en las propiedades físicas del sistema son despreciables del destilado Pueden expresarse el líquido saturado y entalpias de vapor como una función lineal de composiciones. Todos los arroyos fluidos son monofásicos, líquidos y vapores son despreciables la columna opera de manera adiabática; el calor perdido es despreciable a la atmósfera. El líquido y composiciones de vapor que dejan un plato sólo son una función de las composiciones en la columna y las eficacias del plato experimentales, y puede describirse como una función lineal de composiciones corregidas a las varias secciones de la columna. En una presión de vapor que opera en forma constante, la transferencia de calor en el rehervidor está una función de la composición.

Ejemplo 3 (9) Se desea diseñar una columna de destilación para separar una mezcla binaria AC, la cual tiene una volatilidad relativa promedio α de 1.5. Se ha estimado que para esta separación la razón de reflujo mínima Rmin es de 1.0 y que el numero mínimo de etapas ideales S min es de 5. Para esta mezcla se tiene que el peso molecular de Aes de 46 y el de C es de 18: ek calor latente de cualquier mezcla de A y C puede tomarse como 900Btu/lb, la capacidad calorífica Cp cono 1.0 Btu/lb 0F. el flujo de alimentación es de 1.000lb/h, con una fracción masa de 0.4 y una temperatura de 120 0F; el destilado tiene una fracción masa de 0.95 y una temperatura de 1600F , mientras que los fondos tienen una fracción masa de 0.01 y una temperatura de 2120F. El siguiente diagrama ilustra los datos de la columna.

13

Figura 9: Fuente: Jiménez A. G., 2003, Diseño de Procesos en Ingeniería Química Editorial Reverte S. A.

El vapor disponible para el hervidor tiene un calor latente de 1.000 Btu/lb Calcule los flujos de destilado y de fondos que se obtienen. Escriba el balance de energía sobre el condensador para determinar la carga térmica del condensador, Q cond. Escriba el balance de energía global que proporciona la carga térmica del hervidor, Q reb. El diseño del sistema depende del valor de la razón de reflujo, R= Lo/ D. Para optimizar este sistema, se quiere obtener la razón de reflujo que proporciona el costo anual mínimo de la siguiente función objetivo: Min (costo de columna + costo de platos + costo de vapor) Donde los costos fijos deben pasarse a forma anual tomando 10 años como vida del proyecto. Se conoce que la razón de reflujo optima está entre R min y 2Rmin. Use cuatro iteraciones del método de sección dorada para encontrar el valor de R que optimiza el sistema. Datos de costo. Para fines de la solución de este problema. Suponga que los costos pueden calcularse a partir de la siguiente información. Costo fijo de la columna: C col = 10.000(S/η)0.5 de los platos, que puede tomarse como 0.8. el numero de platos ideales S se calcula mediante la expresión: Donde S es el numero de platos ideales y η es la eficiencia

(S – S min / S + 1)= 0.5 – 0.5 (R – R min /R+1) Donde R es la razón de reflujo, Lo/D. Costo fijo de platos: C platos = 100 S/η Costo anual de vapor: C vapor = 10.000Q Donde Q es la carga térmica del hervidor en millones de Btu/h.

EJEMPLO 4 (10) DESEMPEÑO SIMPLIFICADO DE UNA COLUMNA DE DESTILACION HYSYS dispone de una columna de destilación simple con reflujo denominada “Short Cut Distillation” que es calculada con el procedimiento corto de Fenske-Underwood-Gililand.

Con la ecuación de Fenske se calcula el número mínimo de platos para una separación deseada expresada en términos de las fracciones de recuperación de los componentes claves y de las presiones en el tope y en fondo de la columna y con la ecuación de Underwood se 14

calcula el reflujo mínimo conociendo la especificación completa del alimento. Especificando una razón de reflujo para la operación de la columna se calculan los flujos de vapor y líquido en las secciones de rectificación y agotamiento, las cargas calóricas en condensador y rehervidor, el número de platos ideales y la localización óptima del plato de alimentación. “Short Cut Distillation” es solamente un estimativo del comportamiento de la columna y está

restringida a columnas simples con reflujo. Para resultados más reales debe usarse la operación “Distillation Column” rigurosa. E sta operación puede suministrar estimativos iniciales para la mayoría de las columnas simples.

Simulación de una columna depropanizadora de una mezcla de hidrocarburos 1. Abra un nuevo caso y defina el siguiente paquete fluido a. Ecuación: Peng Robinson b. Componentes: C 2, C3, i-C4, n-C4, i-C5, n-C5 y n-C6 c. Unidades: Field 2. Instale una corriente con el nombre “Alimento”con las siguientes especificaciones

a. Temperatura: 200 °F b. Presión: 100 psia c. Flujo: 1300 lbmole/h d. Composición (Fracción Molar) i. Etano 0.0148 ii. Propano 0.7315 iii. i-Butano 0.0681 iv. n-Butano 0.1462 v. i-Pentano 0.0173 vi. n-Pentano 0.0150 vii. n-Hexano 0.0071

15

Figura : 10. Diagrama de flujo de la columna de destilación  fuente: http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/22Practica22.pdf 

EJEMPLO 5 (11) SEPARACIÓN DE AMONIACO Y AGUA Se trata de un proceso cuyo objetivo es la separación de una corriente de 10000 lb/h, mezcla de amoniaco (80 % en peso) y agua, en estado de vapor saturado a 250 psia. Para lograrlo se combinan un condensador (en el que se retira energía a una velocidad de 5.8·106 Btu/h), una válvula de expansión y un separador flash que trabaja a 100 psia. El objeto de la simulación es determinar la composición de la corriente líquida que sale del separador, despreciando las pérdidas energéticas de todos los equipos hacia los alrededores y la caída de presión en el condensador.

FIGURA 11 Fuente: Luque Rodríguez, B. Vega Granda Simulación y optimización avanzadas en la industria química y de procesos: HYSYS 2005 Simulación de procesos con HYSYS. Aspectos básicos

4. OPTIMIZACIÓN EN SISTEMAS DE FLUJO DE FLUIDOS (12) La optimización de sistemas de flujo de fluido puede ponerse en tres clases generales de problemas:   

el modelo y optimización el régimen estacionario el modelo y optimización bajo las condiciones dinámicas. el modelo estocástico y optimización. 16

En el régimen estacionario relativamente simple, procesos de flujo de fluidos que usan lo siguiente:

   

el diámetro de tubo óptimo para un fluido incompresible el trabajo mínimo de condensación de gas el funcionamiento Económico de un filtro del fijo-cama el plan óptimo de un line de transmisión de gas

EJEMPLO 6 (13) Considerando un proceso de separación primaria ordinario, similar a los diseñados en los CPG, como el que se muestra en la Figura 2, la alimentación de mezcla de gas natural y condensados amargos a dicho proceso se compone de los hidrocarburos en las fracciones molares que se especifican en la Tabla 1. Esta composición corresponde a la mezcla típica de gas y condensados amargos que se obtienen en el Golfo de México y es transportado a los CPG de PEMEX en tierra firme. El flujo de entrada al proceso ingresa a la primera etapa de separación integrado por una batería de separadores trifásicos con un flujo de 50.97 x 106 m3 d-1 (1800 MMPCD, millones de pies cúbicos por día), a la temperatura de 25ºC y presión de 4500 kPa. Las condiciones de operación de los equipos de separación considerados en el modelo son los especificados en la Tabla 2. Para el cálculo de separación súbita se eligió la ecuación de estado Peng-Robinson por su ajuste a las propiedades termodinámicas del sistema usando Hysys v 3.2 Reference Manual (HYSYS, 2002). El proceso se modeló en el simulador comercial HYSYS 3.2® (2002) y, con los resultados obtenidos, se efectuaron los cálculos de eficiencias teóricas para cada etapa del proceso. Para ello, se definieron como componentes ligeros (o componentes clave del gas amargo) al metano, etano y propano y como componentes pesados (o componentes clave de los condensados amargos) a los butanos, pentanos y hexanos, estableciendo así un punto de corte para efectuar el cálculo de eficiencia, obteniendo los porcentajes de separación de dichos componentes clave. Composición de la mezcla de entrada Componente H20 H2S CO2 Nitrógeno Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano

Fracción molar 0.0031 0.0176 0.0110 0.0261 0.6451 0.1524 0.0693 0.0083 0.0250 0.0075 17

n-pentano n-Hexano

0.0127 0.0219

Condiciones de operación de los equipos de separación primaria Presión (MPa) Separadores trifásicos Separadores verticales Eliminadores de agua Tanques de balance

Temperatura (ºC) 4.5 28 4.6 27 3.65 25 3.6 25

FIGURA 12 Diagrama de flujo de proceso para separación primaria de hidrocarburos Fuente: Disponible en: http://redalyc.uaemex.mx/src/inicio/ArtPdfRed.jsp?iCve=48212169009

EJEMPLO 7 (14) Una corriente de agua que contiene ácido sulfhídrico y amoníaco se precalienta mediante el calor transferido por una corriente que proviene de los fondos de una columna de destilación. La corriente de agua ácida caliente se destila a unas condiciones tales que el producto de fondo es agua del 99.99 % mol pura y es recogida como el producto del tratamiento después de su utilización como fluido caliente en el pre-calentador. El vapor que emerge de la columna de destilación es una mezcla de vapor de agua concentrado en los otros dos componentes que deberá determinarse si se sigue tratando o se aprovecha, pero en esta simulación se deja como el otro efluente del proceso. El diagrama de flujo descrito y 18

observado en la Figura 1 es un ejemplo de la integración energética posible en un proceso, que permita la minimización de servicios energéticos externos y, por lo tanto, de los costos operativos aprovechando el contenido calórico de los fondos de la columna de destilación.

Figura 13. Diagrama de flujo de la columna despojadora FUENTE: http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/23Practica23.pdf 

PAQUETE FLUIDO Ecuación: Sour Peng-Robinson Componentes: H 2S, NH3 y agua. Unidades: Field SIMULACION EN ESTADO ESTACIONARIO Instale una corriente con el nombre “Alimento” y las siguientes especificaciones:

Temperatura 100°F Presión 40 psia Flujo volumétrico líquido 50000 barrel/day Composición (Fracción Másica) H2S 0.0070 NH3 0.0050 H2O 0.9880

5. OPTIMIZACIÓN EN REACTORES QUÍMICOS de DISEÑO y OPERACIÓN. (15)

19

En la práctica toda reacción química llevada a cabo en una escala industrial involucra el traslado de reactantes y productos de reacción, y la absorción de el calor. El diseño del reactor depende de la estructura requerida y dimensiones del reactor que debe tener en cuenta la temperatura y presión y la velocidad de reacción química.

5.1. LOS REACTORES QUÍMICOS MODELADOS La optimización en el plan y funcionamiento de un reactor enfoca en formular una función de objetivo conveniente más una descripción matemática del reactor. Los reactores químicos normalmente representan por uno o una combinación de:   

las ecuaciones algebraicas las ecuaciones diferenciales ordinarias las ecuaciones diferenciales parciales

El funcionamiento del reactor la mezcla completa está en un reactor del tanque revuelto continuo (CSTR) La exactitud y precisión del resto de la descripción matemático no sólo en el carácter de la mezcla y el calor y coeficientes del traslado masivos en el reactor, pero también en la validez y análisis de los datos experimentales modelaba las reacciones químicas involucradas. Otros factores que deben ser considerados el planeando de reactores, es:      

El número y naturaleza de las fases presentan en el reactor (el gas, líquido, sólido, y combinaciones de eso) el método de proporcionar y quitar el calor (adiabático, mecanismo del intercambio de calor, etc.) la configuración geométrica (el cilindro vacío, cama condensada, la esfera, etc.) la reacción ofrece (exotérmico, endotérmico, reversible, irreversible, número de especies, parangone, consecutivo, encadene, selectividad) la estabilidad las características del catalizador

5.2. CLASIFICACIÓN DE REACTORES 

REACTOR DISCONTINUO. Es aquel en donde no entra ni sale material durante la reacción, sino mas bien, al inicio del proceso se introducen los materiales, se lleva a las condiciones de presión y temperatura requeridas, y se deja reaccionar por un tiempo preestablecido, luego se descargan los productos de la reacción y los reactantes no convertidos. También es conocido como reactor tipo Batch.



REACTOR CONTINUO. Mientras tiene lugar la reacción química al interior del reactor, éste se alimenta constantemente de material reactante, y también se retira ininterrumpidamente los productos de la reacción. 20



REACTOR SEMICONTINUO: Es aquel en el cual inicialmente se carga de material todo el reactor, y a medida que tiene lugar la reacción, se va retirando productos y también incorporando más material de manera casi continua.



REACTOR TUBULAR. En general es cualquier reactor de operación continua, con movimiento constante de uno o todos los reactivos en una dirección espacial seleccionada, y en el cual no se hace ningún intento por inducir al mezclado. Tienen forma de tubos, los reactivos entran por un extremo y salen por el otro.

 

TANQUE CON AGITACIÓN CONTINUA. Este reactor consiste en un tanque donde hay un flujo continuo de material reaccionante y desde el cual sale continuamente el material que ha reaccionado. La agitación del contenido es esencial, debido a que el flujo interior debe estar en constante circulación y así producir una mezcla uniforme.



REACTOR DE LECHO FLUIDIZADO. Se utiliza para reacciones donde intervengan un sólido y un fluido (generalmente un gas). En estos reactores la corriente de gas se hace pasar a través de las partículas sólidas, a una velocidad suficiente para suspenderlas, con el movimiento rápido de partículas se obtiene un alto grado de uniformidad en la temperatura evitando la formación de zonas calientes.



REACTOR DE LECHO FIJO. Los reactores de lecho fijo consisten en uno o más tubos empacados con partículas de catalizador, que operan en posición vertical. Las partículas catalíticas pueden variar de tamaño y forma: granulares, cilíndricas, esféricas, etc. En algunos casos, especialmente con catalizadores metálicos como el platino, no se emplean partículas de metal, sino que éste se presenta en forma de mallas de alambre. El lecho está constituido por un conjunto de capas de este material. Estas mallas catalíticas se emplean en procesos comerciales como por ejemplo para la oxidación de amoniaco y para la oxidación del acetaldehídico a ácido acético.



REACTOR DE LECHO CON ESCURRIMIENTO. En estos reactores el catalizador sólido está presente como en el lecho fijo. Los reactivos se hacen pasar en corrientes paralelas o a contracorriente a través del lecho.

5.3. LAS FUNCIONES DE OBJETIVO PARA LOS REACTORES Pueden proponerse varias preguntas que llevan directamente a la formulación de una función de objetivo acerca de los reactores. Funciones de objetivo declaradas por lo que se refiere a las variables ajustables son:   

aumente al máximo la conversión (rinda) por el volumen con respecto a tiempo. aumente al máximo la producción por el lote. minimice tiempo de la producción por un rendimiento fijo.

21

  

      

Minimice el coste de la producción total por el medio coste de la producción con respecto a tiempo por la conversión del fragmento. aumente al máximo el rendimiento por el número de lunares de componente por la concentración con respecto a tiempo o condiciones de funcionamiento. el plan la sucesión de temperatura óptima con respecto a tiempo por la longitud del reactor para obtener una conversión del fragmento dada, una velocidad máxima de reacción, o el tiempo de contacto mínimo. ajustar el perfil de temperatura a las especificaciones con respecto a las variables independientes. minimice volumen del reactor(s) con respecto a cierta concentración(s). el cambio la temperatura de T 0 a Tf  el tiempo mínimo sujeto a los límites de velocidad de transferencia de calor. Aumenta al máximo la ganancia con respecto al volumen. Aumenta al máximo la ganancia con respecto a la conversión Perfeccione la ganancia a tiempo por el volumen por el rendimiento con respecto al límite por las condiciones iniciales. Minimice consumo de energía con respecto a las condiciones de funcionamiento.

En algunos casos una variable puede ser independiente y en otros la misma constante es dependiente, pero las variables independientes usuales son la presión, temperatura, y la velocidad de flujo o concentración de un alimento. EJEMPLO 8 (16) Dos corrientes, una de monóxido de carbono puro a 550 °C, 1000 kPa y 100 kgmol/h y otra de hidrógeno puro a las mismas condiciones de temperatura y presión se alimentan a un separador de fases que servirá como reactor para la conversión de dichos reactivos en metano y agua. Se establece que el flujo molar de la corriente de hidrógeno sea tres veces el flujo molar de la corriente de monóxido

PAQUETE FLUIDO COMPONENTES: Monóxido de carbono, Hidrógeno, Agua y Metano ECUACION: Peng-Robinson UNIDADES: Sistema SI SIMULACION EN ESTADO ESTACIONARIO Corrientes de alimentación: Monóxido: Instale la corriente “Monóxido” con las siguientes especificaciones en la  página “Conditions” de la pestaña “Worksheet”

Temperatura

550 °C 22

Presión Flujo molar

1000 kPa 1000 kgmol/h

Figura 14: Reactor de conversión de monóxido de carbono en metano  fuente: http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/11Practica11.pdf 

EJEMPLO 9 (17) Obtención de propilenglicol a partir de óxido de propileno y agua La reacción que estudiaremos es la de la obtención de propilenglicol a partir de óxido de propileno y agua, cuya estequiometría es:

Se utiliza un reactor de mezcla completa que se alimenta con una solución acuosa de propileno al 20 % mol y se considera un nitrógeno puro que actúa como un inerte y con el propósito de mantener la presión de la reacción. La reacción es de primer orden con respecto a la concentración de óxido de propileno, C Oxido , con una cinética de la forma

23

y la constante específica de velocidad de reacción está dada por la ecuación de Arrhenius de la siguiente forma

Siendo T, la temperatura en Kelvin PAQUETE FLUIDO Ecuación: Uniquac - Ideal Componentes: Oxido de propileno, agua, propilenglicol y nitrógeno Reacción

Tipo: Cinético Estequiometria: Oxido de propileno + Agua Propilenglicol Base: La Base para la ecuación cinética es la Concentración; el Componente Base es el óxido de propileno; la fase de la reacción es Liquido combinado y las unidades bases 3 3 son kgmol/m para la concentración, kgmol/h-m para la velocidad de reacción, y ºK para la temperatura. Parámetros Cinéticos La reacción es irreversible. La ecuación cinética es de orden uno con respecto al óxido de propileno y se tiene que el factor pre-exponencial es 1.7x10 32444 kJ/kgmol

13 -1

h y la energía de activación es

Figura 15. Reactor de mezcla completa Fuente: http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/13Practica13.pdf 

24

EJEMPLO 10 (18) La reacción catalítica irreversible que utilizaremos en esta simulación es la deshidrogenación del tolueno para producir benceno y metano, es decir:

su mecanismo de reacción es tal que se puede expresar su cinética de acuerdo al Modelo de Langmuir-Hinshelwood cuya forma matemática es

Siendo P, presión parcial de cada uno de los componentes hidrógeno, tolueno y benceno, k, una constante de velocidad de reacción y K ’s, constantes de velocidad de adsorción. La reacción se lleva a cabo en un reactor tubular. El tolueno se alimenta al reactor con un flujo de 50 mol/min, 640 °C, 4053 kPa y una composición de 30 % mol de tolueno, 45 % mol de hidrógeno y 25 % mol de nitrógeno. El hidrógeno se alimenta en exceso para prevenir la coquización. La caída de presión a través del reactor es de 69 kPa. La Figura 1 muestra el diagrama de flujo final del reactor tubular

Figura 16. Reactor tubular  Fuente: http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/15Practica15.pdf 

PAQUETE FLUIDO Ecuación: Peng-Robinson Componentes: Tolueno, hidrógeno, benceno, metano y nitrógeno Reacción Tipo: Cinético Estequiometría:

Benceno + Metano 25

Base: La Base para la ecuación cinética es la Presión Parcial; el Componente Base es el tolueno; la fase de la reacción es Vapor y las unidades bases son kPa para la presión, 3 kgmol/h-m para la velocidad de reacción, y ºK para la temperatura. Parámetros Cinéticos La reacción es irreversible. La ecuación cinética es la (2). Al introducir las constantes en HYSYS, los factores pre-exponenciales serán las constantes que aparecen en dicha ecuación y para cada una de ellas se asume una energía de activación de cero

6. BIBLIOGRAFIA (1) http://blog.bpmchile.org/2008/06/optimizacin-de-procesos-parte-i.html Fecha 25/04/11; hora 10:14 am (2) Luque Rodríguez, B. Vega Granda Simulación y optimización avanzadas en la industria química y de procesos: HYSYS 2005 (Pagina 7,8) (3) Procesos de separación, Dpto. de Ingeniería Química Universidad de Vigo 36200 Vigo (4) T. F. Edgar, D. M. Himmelblau, L. S. Lasdon OPTIMIZATION OF CHEMICAL PROCESSES SECOND EDITION McGraw-Hill 2001 (Pag. 418) (5) Jiménez A. G., 2003, Diseño de Procesos en Ingeniería Química Editorial Reverte S. A. (Pag. 99,100) (6) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/18Practica18.pdf  Fecha 04/03/2011; hora 07:50 p.m. (7) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/21Practica21.pdf  Fecha 04/03/2011; hora 07:52 p.m. (8) T. F. Edgar, D. M. Himmelblau, L. S. Lasdon OPTIMIZATION OF CHEMICAL PROCESSES SECOND EDITION McGraw-Hill 2001 (Pag. 442) (9) Jiménez A. G., 2003, Diseño de Procesos en Ingeniería Química Editorial Reverte S. A. (Pag. 105,106) (10) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/22Practica22.pdf  Fecha 04/03/2011; hora 07:53 p.m. (11) Luque Rodríguez, B. Vega Granda Simulación y optimización avanzadas 26

en la industria química y de procesos: HYSYS 2005 (12) T. F. Edgar, D. M. Himmelblau, L. S. Lasdon OPTIMIZATION OF CHEMICAL PROCESSES SECOND EDITION McGraw-Hill 2001 (Pag. 461) (13) http://redalyc.uaemex.mx/src/inicio/ArtPdfRed.jsp?iCve=48212169009 Fecha 04/03/2011; hora 08:01 p.m. (14) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/23Practica23.pdf  Fecha 01/03/2011; hora 12:31 p.m. (15) T. F. Edgar, D. M. Himmelblau, L. S. Lasdon OPTIMIZATION OF CHEMICAL PROCESSES SECOND EDITION McGraw-Hill 2001 (Pag. 481,482,483) (16) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/11Practica11.pdf  Fecha 04/03/2011; hora 07:47 p.m. (17) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/13Practica13.pdf  Fecha 04/03/2011; hora 07:49 p.m. (18) http://www.galeon.com/mcoronado/PRACTICAS_I/15Practica15.pdf  Fecha 04/03/2011; hora 07:48 p.m.

27