c148.206.53.84/tesiuami/UAM5562.pdf · especial de la alquilación , ... Polimerización y resinificación. El tiofeno es fácilmente polimerizado por el ácido sulfiirico,

UNIVERSIDAD AUTONOMA METROPOLITANA CASA ABIERTA AL rlEhiF'0

/ DIVISION DE CIENCIAS BASICAS E INGENIERIA

N?' Ah\%. &ckcTLQtd \c

DEPARTAMENTO DE I.P.H.

AREA DE INGENIERIA OUIMKA

PROYECTO TERMINAL

J'PRODUCCION INDUSTRIAL DE TIOFENO

ASESOR : Dr. Jose Antonio de los Reyes Heredia

INTEGRANTES : -)' I

Banientos del Castillo Juan Carlos

Berdeja Santistevan Victor Manuel

Galindo Esquive1 Ignacio René

Tabla de Contenido

Tabla de Contenido ................................................................................................ i

I . INTRODUCCION ............................................................................................. i I1 . PROPIEDADES Y TOXICOLOGIA ............................................................. 4

11.1 . Propiedades del tiofeno ................................................................................. 5

11.1 . 1 . Propiedades fisicas del tiofeno ..................................................... 5

11.1.2. Propiedades químicas del tiofeno ................................................. 5

11.2. Propiedades del tetrahidrotiofeno .................................................................. 7

11.2.1 Propiedades fisicas del tiofeno ...................................................... 7

11.3. Reacciones del tiofeno .................................................................................. 9

11.4. Toxicología ................................................................................................. 11

111 . ESTUDIO DE MERCADO .......................................................................... 12

111.1. Análisis de la oferta y la demanda .............................................................. 13

111.2. Comercio exterior ...................................................................................... 15

111.2.1 . Azufre sublimado o precipitado ................................................ 1 5

111.2.2. Azufre en bruto. ........................................................................ 18

111.2.3. Azufre ( los demás ) ................................................................. 21

111.2.4. Fármacos antihistamínicos ........................................................ 24

111.2.5. Heterocíclicos azufiados ........................................................... 27

111.2.6. Tetrahidrofurano ....................................................................... 30

111.2.7. Buteno y sus isoineros .............................................................. 33

111.3. Productores, consumidores y proveedores ................................................. 36

I

IV . METODOS DE OBTENCION .................................................................... 38

I

IV.1. Proceso ténnico ......................................................................................... 40

IV.2. Proceso catalítico a partir de ácido sulfhídric~ ........................................... 43

IV.3. Proceso catalítico a partir de THT ............................................................. 45

V . SELECCION DEL PROCESO ..................................................................... 47

VI . CAPACIDAD Y LOCALIZACION DE LA PLANTA .............................. 51

VI . 1 . Capacidad de la planta .............................................................................. 52

VI.2. Localización de la planta ........................................................................... 53

VI1 . ANTECEDENTES BIBLIOGRAFICOS ................................................... 58

VIL 1 . Estructura de catalizadores actuales ........................................................ 59

VII.2 Artículos analizados ................................................................................ 62

VII.2,l. Conclusiones de los artículos .................................................. 65

1711.3. Selección de catalizadores ....................................................................... 66

VI11 . METODO EXPERIMENTAL .................................................................. 67

VI11 . 1 . Método de síntesis .................................................................................. 68

VIII.2. Activación del catalizador ....................................................................... 68

IX . EVALUACION CATALITICA ................................................................... 69

IX . 1 . Montaje Experimental ............................................................................... 71

IX . 1.1. Componentes de la unidad de dehidrogenación ....................... 72

IX . 1.2. Sistema de análisis de productos ............................................. 72

IX.2. Método de evaluación de la conversión y velocidad de reacción ................ 74

X . RESULTADOS ..................................................................... .... ..................... 75

XI . RESULTADOS DEL DISENO .................................................................... 77

IX . 1.3. Calibración de los equipos ..................................................... -73 I

XI . 1. Diagrama de flujo ...................................................................................... 78

XI.2. Balance de matéria .................................................................................... 79

X1.3. Balances de energía ................................................................................... 80

XI.4. Diseño del equipo ...................................................................................... 81

X I S . Distribución de la planta., .......................................................................... 85

XI1 . PERSONAL NECESARIO ........................................................................ 86

XII.1. Organigrama ........................................................................................... 87

XII.2 Personal ................................................................................................... 88

XI11 . INVERSl3N TOTAL ................................................................................ 89

XIII . 1 . Inversión de capital ................................................................................ 90

XIII.2. Inversión de capital fijo., ........................................................................ 90

XI11.3. Costo de equipo de proceso ................................................................... 91

XIII.4. Capital de trabajo ................................................................................... 93

XII1.5. Costos de producción ............................................................................. 93

XI11.6. Retorno de inversión .............................................................................. 95

XIV . APENDICES .............................................................................................. 96

AF'ENDICE A ................................................................................................... 97

APENDICE B ................................................................................................... 99

APENDICE C ................................................................................................. 130 I

XV . BIBLIOGRAFIA ....................................................................................... 132

I. INTRODUCCION

1

I .INTRODUCCION

El tiofeno también conocido como tiohrano o sulfur0 de divinileno, es un compuesto

heterocíclico, sulfurado, líquido, incoloro, insoluble en agua y de olor similar al benceno,

posee una fórmula molecular CJ-bS.

Las fórmulas estructurales del tiofeno y tetrahidrotiofeno son las siguientes:

H HC CH H - C c - H

H - C - c - H I I H H

/ s \ H, / s \ /

I I 1 1 1 I HC - CH

Tiofeno Tetrahidrotiofeno

Comercialmente, el tiofeno es la base de diferentes productos, en expansión

actualmente. Varios compuestos antihistamínicos producidos a partir de tiofeno se encuentra

en el mercado con nombres registrados. Así, se ha preparado un compuesto antiespasmódico

tiofénico y se estudian otros derivados para su utilización como medicamentos. Por

consiguiente, el tiofeno se utiliza en química orgánica como un intermediario en la síntesis de

fármacos y de fitoproductos. Se hallan en diversas fases de desarrollo resinas tiofénicas,

colorantes, productos químicos agrícolas, venenos de valor económico e inhibidores

pertenecientes al grupo que tiene como base estructural el tiofeno. Además, desde la década

de los 80’s se ha estudiado extensivamente la polimerización del tiofeno, siendo el politiofeno

un polímero conductor con aplicación potencial en electroquímica.

Además, el tetrahidrotiofeno acompaña muchas veces ai gas natural extraido en I

diferentes yacimientos en compuestos anifrados.

La deshidrogenación del tetrahidrotiofeno ha sido estudiada utilizando los

catalizadores comúnmente usados en el hidrotratamiento, como los sulhros de Ni, Mo o Co-

Mo, a escala laboratorio. Sin embargo, no se ha desarrollado aún el proceso industrial. En este

2

proceso se valoriza el tetrahidrotiofeno, que es un producto secundario en las plantas de gas y

en algunas refinerías.

Algunos estudios reportan la síntesis del tiofeno por vía catalítjca. Sin embargo, los

resultados no han sido ampliamente explicados y se desconoce la actividad de catalizadores

depositados en soportes industriales. Así, en este proyecto se propone el diseño de una unidad

industrial de producción de tiofeno por deshidrogenación cataíítica del tiolano (THT),

utilizando sulfuros de paiadio, platino y rutenio soportados en alúmina.

3

11. PROPIEDADES Y TOXICOLOGIA.

11. PROPIEDADES Y TOXICOLOGIA.

{I. 1. Propiedades del tiofeno

11.1.1. Propiedades Físicas del tiofeno [ i]

El tiofeno es soluble en hidrocarburos y en la mayor parte de los solventes corrientes,

pero es inmiscible en agua. El tiofeno y el benceno forman soluciones sólidas en todas las

concentraciones, por lo que no es hacedera su separación por cristalización.

He aquí las principales constantes fisicas del tiofeno: p.eb., 84.12"C. ; P.S., -38.30"C.;

di5, 1.0583; n f , 1.5256; vz5, 0.621 centipoises; temperatura crítica, 310°C; presión crítica, 45

itm.; Calor de vaporización, 7760 cal/mol; calor de formación, AH = - 19.6 kcal/mol; calor de

combustión, 670 kcaYmol; calor de fusión, 14.1 1 cdVgr; presión de vapor, 500 mmHg a

7loC., 700 mmHg a 81.5"C., 900 mmHg a 89.7"C. Ampliando los valores de las constantes en

la Tabla 11.1.

11.1.2. Propiedades químicas del tiofeno

Se ha publicado una concienzuda sinopsis de la estructura molecular del tiofeno y sus

derivados [2]. Se reporta que el anillo del tiofeno es planar; los núcleos de sus cinco átomos

están distribuidos alrededor de un eje de simetría que pasa por el núcleo de azufre. La

estructura electrónica contiene electrones móviles desde los dobles enlaces conjugados que,

con algunos electrones posibles activos en el átomo de azufre, ejercen gran influencia en las

propiedades químicas de la molécula.

TABLA. 11.1

Propiedad Valor

pto. con.. "C

pto. eb. a latm, "C pto. flash, "C

densidad, gr/cm'

dt

d.?

d:

índice de refracción, T?:

\ixosidad. abs. a 25T,

mPa*s (=cP)

tensión superficial a 20°C.

mN/m (dinaícm)

presión de vapor, kPa

temperatura. "C

0

20.0

50.1

71.0

84.16

89.7

95 9

119.8

84.16

- 1.11

1 .O873

1.0573

1.0285

1.52572

0.62 1

31.34

2.86

8.36

31.16

66.66

101.3

120

143.3

270.1

Const. Críticas

temp., "C

presión. MPa

volúinen, d m o l

densidad. gr/ cm3

calor de formación a 298.16

K. kJ/mol

líquido

gas

calor de combustión latm.

25°C. W/mol

calor de fusión a -38.3"C.

Jímol

calor de vaporización a p.eb.

W/mol

constante dieléctrica a 20°C

momento dipolar a 25°C en

benceno. C*m

parachor. 20-30°C

( tensión superficial=N/m)

306.2

5.7

219

0.385

81.67

116.4

- 2 791.5

5.3 1

3 1.47

2.7

1.73 E-30

188.8

- --.-f--_

Propiedades físicas del tiofeno.

Del mismo modo, las propiedades del compuesto a partir del cual se prepara el tiofeno

se presentan a continuación.

6

11.2. Propiedades del tetrahidrotiofeno

__ II.2JPropiedades físicas

Las propiedades físicas del THT se resumen en las tablas II.2,3 y 4.

TABLA. 11.2

Temp. "C. Pres. mrnHg. Temp. "C. Pres. mmHg. Temp. "C. Pres. mmHg.

71.18 149.41 102.06 433.56 134.05 1074.6

77.28 187.57 108.36 52.5.86 110.57 1268.0

1489.1 83.40 233.72 114.72 633.99 147.16

89.58 289.13 121.11 760.00 153.78 1740.8

95.80 355.22 127.56 906.06 140.45 2026.0

Presión de vt.,vor saturado

Pun to de ebul1ició.n: 1 20.9 OC.

Punto de congelacióii: -96.16 "C.

TABLA.II.3

Temp."C. densidad q*10' y

20 0.99869 1042 35.8

25 0.99379 971 35.0

30 0.98928 914 34.6

Densidad, Pikcosidud y Tensión superficial

TABLA. 11.4

Temp.OC. He, KI NaD Hg, HGI H, Hg, 20 1.50101 1.50154 1.50483 1.50764 1.51132 1.51295 1.51945

25 1.49840 1.49891 1.50217 1.50495 150864 1.51021 1.51676

30 1.49583 1.49634 1.49962 1.50237 1 50600 1.50761 1.51408 -.. " *-- I

-.----.Yv__eYIP---_--%.

Indice de Refracción.

7

TABLA.II.5

Temp."C. C, Temp.OC. C, Temp."C. C, . . ~ . ... . . ~ . ~ . . ~ .... .. . ~~ ..... .. ~ . . ~ . .....

-260.04 0.962 -235.95 6.877 -187.31 12.909

259.05 1.186 230.75 7.874 185.04 13.092

257.73 1.479 225.53 8.745 181.01 13.384

257.11 1.625 220.25 9.515 174.07 13.878

256.08 1.883 218.78 9.713 166.98 14.390

254.11 2.390 213.57 10.375 159.73 14.915

253.59 2.532 208.72 10.935 156.50 15.135

251.94 2.959 203.76 11.435 152.73 15.435

249.82 3.527 200.25 11.752 150.65 15.582

249.48 3.628 198.32 11.925 114.14 16.057

216.51 1.388 196.02 12.137 137.92 16.583

245.38 4.691 -192.78 12.427 -137.33 16.625

-240.66 5.850

Calor Especifico (Cristales).

X

11.3. Reacciones del tiofeno

El tiofeno es menos estable que el benceno. La ruptura del anillo con desprendimiento

de sulíüro de hidrógeno comienza a c.a. 2OO0C, en presencia de catalizadores de arcilla,

alúmina y sílice-alúmina. En la polimerización con ácido sulfúrico se desprende gas sulhroso.

El potasio provoca la ruptura del anillo y se forma sulfiiro potásico; el sodio es inactivo. Los

derivados alquílicos y arílicos del tiofeno son en general más estables que el compuesto

primitivo; el más estable es el tetrafeniltiofeno, que hierve a c.a. 460°C.

El tiofeno se oxida espontáneamente ai aire bajo la influencia de la luz; formando los

ácidos sulfürico y oxáiico. El peróxido de hidrógeno forma con el tiofeno productos de

estructura indeterminada.

Las reacciónes de sustitución aromática con el tiofeno se efectúan más rápidamente

que las del benceno. La aminometilación, la clorometilación y la mercuración, que son muy

lentas o nulas con el benceno, se producen rápidamente con el tiofeno. Excepto en el caso

especial de la alquilación , es casi exclusivamente la posición 2 el lugar en que ocurre la

monosustitución. La disustitución se verifica predominantemente en las posiciones 2 y 5.

Aiquilación. La aiquilación directa del tiofeno con olefinas produce los 2- y 3-

alquiltiofenos en casi iguales cantidades. El etileno no reacciona; el propileno reacciona con

dificultad, pero con las olehas superiores se alquila el tiofeno fácilmente en precencia de

catalizadores apropiados, como arcillas activas, complejos de fluowo de boro, ácido

sulfürico, cloruro de aluminio, fluomro de hidrógeno.

Polimerización y resinificación. El tiofeno es fácilmente polimerizado por el ácido

sulfiirico, fluoruro de hidrógeno, cloruro ferrico, cloruro estimico, cloruro de aluminio, etc.

Los polimerizantes suaves, como los geles de sílice-alúmina y el ácido ortofosfórico de 100%

dan productos trímeros y pentámeros. El trimer0 ha sido identificado como 2,4-di-2-

tieniltiolano. Los aiquiltiofenos se polimerizan en las mismas condiciones.

El tiofeno se condensa con el aldehído fórmico en medio ligeramente ácido para formar

resinas termoplásticas y termoestables. Las bases no catalizan la reacción. No obstante,

productos de condensacion de tiofeno-fenol con forinaldehído se endurecen en pH alcalino por

catálisis con hexametilenotetramina.

En el proceso a desarrollar son dos las reacciones que pueden ocurrir principalmente.

9

La deshidrogenacih del tiolano:

THT -+ dihidrotiofeno -+ tiofeno

y la desulfuración.

THT -+ Butadieno + Buteno +t Butano

10

___-~ 11.4. Toxicolo yia

t El tiofeno puro inhalado los ratones ha resultado más tóxico que el bcnceno En la

fabricación semicomercial del tiofeno se establecieron reglas precautorias equivalentes a las

aplicadas en el manejo del benceno [3]

Cmcentrmkín mrixiniíi perrni.srhkc: 25 p. p ni. en aire.

'4 h.sorci(in: Inhalación, ingestion y percutáneo.

h4edicias preventi \as:

Ventilación adecuada con evacuación local con corriente de aire descendente

cuando sea posible.

Toma de muestras iic: la atmósfera, semanales.

Rotación del personal expuesto

Mascarilla con adsorbente quimico.

Traje de goma protector.

Determinación de sulfatos inoryanicos en orina a intervalos semanales o mensuales.

Recuento completo de sangre cada mes; eliminación de la exposición a los que

tensan glóbulos blancos por deba-io de 5000, o glóbulos rojos por debajo de 4000000 en dos

analisis sucesivos.

Excluir de la exposición a los individuos con historia o evidencia de enfermedades

crónicas de la sangre.

La exposición de tiofeno por periodos de menos de un año puede producir hipoplasia, y

por penódos mayores se,produce la hiperplasia. Es un depresivo del sistema nemioso central.

TIT. ESTUDIO DE MERCADO

12

111. ESTUDIO DE MERCADO

Al carecer de datos sobre la importación y exportación del tiofeno, hasaremos el análisis

en las cifras económicas de los compuestos c. los cuales el tiofeno se relaciona. Este compuesto

azufrado se utiliza como un intermediario para la síntesis de diversos productos, entre los que

destacan los antihistamínicoc. Por consiguiente, se considerará este grupo de compuestos para el

análisis de mercado

Del mismo modo, se emplean los datos obtenidos sobre los coinpuestos heterocíclicos

azufrados, debido a que el tiofeno es un compuesto de estas caracteristicas

111.1. Análisis de precios

E1 tiofeno constituye un 60 ?/ó del comer) J exterior de los heterociclicos azufrados (tablas

111.14. y 111.15.) y su precio en el mercado internacional fluctua alrededor de 2 O00 dólares

americanos por tonelada.

Considerando las materias primas mas usuales en los procesos comerciales actuales, como

el azufre en bruto (tablas 111.8. y 111.9.) y buteno y sus isómeros (tablas 111.18. y 111.19.) tenemos

un precio por tonelada de tiofeno de aproximadamente 1500 dólares americanos.

El propósito del proyecto, como ya lo mencionanios, es el producir tiofeno apartir de

tetrahidrotiofeno (THT). Este heterociclico se produce por dos vias : a partir del azufre y del

tetrahidrotiirano (tablas 111. 16. y 111.17.), el precio del THT resulta de aproxiniadamente 3240

dólares americanos por tonelada. También podemos sintetizar tiofeno a partir de THT,

obteniendo este ultimo del gas natural, que en 1990 alcanzó una producción de 22 895 000 O00

ni3 [3] y tiene un costo de 13 centavos de dólar americano por litro [9]. Obviamente, el precio del

tiofeno sera más económico por esta última vía que utilizando azufre y tetrahidrofurano. Por io

tanto, producir tiofeno apartir de ?"T con estas caractensticas resultaria más rentable.

Por otro lado, debido a que el tiofeno se utiliza con10 intbwmediario de los productos

farniacéuticos antihistaminicos, un analisis preliminar de las iniportaciones de estos al país, revela

que los volúmenes de importación se han mantenido casi constantes, por lo que el tiofeno

producido puede tener mercado en este rubro.

Del niisnio modo, se podria empezar a utilizar tiofeno coni0 intermediario para l a

elaboración de productos en campus mas sensibles a los precios, como el de los disolventes,

resinas. !iroductos quiinkos agrícolas y materias colorantes, es decir, campos en los cuales el

tiofeno no ha sido utilizado a gran escala por ser de mayor costo que las materias prinias

empleadas en la actualidad.

14

I11 2. Comercio Exterior

En esta sección se analizará el comcrcio exterior de las materias primas potenciales del

tiofeno, de los heterociclicos azufrados y de los principales der' ados del tiofeno

111.2.1. Azufie Sublimado o Precipitado

Las exportaciones de azufre en los Últimos años h tenido variaciones importantes, sin

sesair una tendencia definida (tablas 111 6. y 111.7.). Sirnilarmente, su importación sufrió cambios

similares. En 1993 hubo un descenso marcado en su importación y exportación.

TABLA 111.6

VALOR ($us * 1000) VOLC'MEN (TON) ANO

1992 27 718 249 575

1993 59 605, 195 652

1994 66 058 534 075

1995% 41 125

Exporfncih de a;;u fre su bliniurin o Precipitado.

TABLA 111.2.1.2 .-. - .................. ~ _._.,..... ..~...~ ..__...... . , . ..... . . ............. . . . .~ ...,....... . . . ~ ... ....... ~...~ ....___. ... ................. _._.___.. .~ ..___ . . . . .. . _ _ ~ ....

AÑO VALOR ($us. * 1000) VOLUMEN (TON)

1992 381 543 841 158

I993 288 387 335 580

1994 429 03 1 419 843

65 348 1995* 106'3 15 , ..."

Importación de azufre su bíinrudo o precipitado.

* Enero - Marzo

Fuente: Banco de México

15

UVALOR (us$ 1000)

1992 1993 1994 1995

Grufícu Ill. I. Exportación de azufre sublimado o precipitado i'alor

lovolumen (ton)

1992 1993 1994 1995

Gruficcc 111.2. Esportacion de azufre sublimado o precipitado Volumen

16

GJ VALOR (us$ 1000)

Gruficrr íII.3. Importación de azufre sublimado o precipitado. Valor

G'rcrJicu 111.4. Irnpoi-tación de azufre sublimado o precipitado Volumen

17

I 1 1 2.2 Azufre En BIXO

En 1993 la exportación de azufre en bruto sufrió un descenso. llegando a casi a la mitad de

lo que se exportaba un año ante, (1992) y en 1994 no se recuperó, siguiendo una tendencia

negativa (tablas 111.8. y 111.9 ) Su importación con respecto a 1992 también decreció, pero en

I994 existió una recuperación sin poder Ilecar a los \volúmenes registrados en 1992

TABLA 111.8. I j . , . . l-"xI.. _r

ANO VALOR ($us * 1000) VOLUMEN (TON)

1992 79 991 484 1013 O44 156

1993 37 286 O16 577 767 347

1993 23 504 313 538 899 875

1995 * 5 569 442 85 706 803

Eyportución de azufre en bruto.

TABLA 111.9.


1992 14 103317 221 O13 555

I993 2 235 992 67 156 368

1994 8 267 286 163 328 602

1995* 2 346 736 43 930 169 .~

íntportación de azufre en bruto.

* Enero - hlai-ro

Fiierite: Banco de México

18

IDVALOR (ust 1000)

1992 1993 1994 1995

Grujica IiL5. Exportación de azufre en bruto. Valor

1200000000

1000000000

800000000

600000000

400000000~

200000000~

O.

1992 1993 1994 1995

Grufica III. 6. Exportación de azufre en bruto. Volumen

19

160000001 " I

O VALOR (us$ * 1000)

1993 1994 1995 1992

Gruficu 111. 7. Importación de azufre en bruto. Valor

Grujictr 111.8. Importación de azufre en bruto. \'ohmen

'O

111.2.3. Azufre ( Los Dernásl

Cada año desde 1993 la exportación de azufre ha ba-¡ado (tablas 111.10.). Con respecto a

las importaciones (tablas 111.1 I , ) , se observa la misma tendencia que

exportaciones, solamente en 1994 existió un ligero aumento.

en el caso de las

TABLA 111.10.


1992 82 792 280 595

1993 56 760 189 002

1994 55 096 153 081

1995* 1 8 5 1 5 214 ~-

Exportación de azufre (Los demcis).

TABLA 111.11

1993 1342 685 1247816

1993 935 967 687 232

1994 911 909

1995* 176 741

Importación de azufre ( Los demás).

755 831

183 124

* Enero - Mano

Fuente: Banco de Mexico

21

1992 1993 1994 1995

Grafica I l l 9. Exportación de azufre (los demás). Valor

300000

250000

200000

150000

100000

50000

O 1992 1993 1994 1995

Gmjica ZII. 10. Exportación de azufre (los demas) \'olumen

OVALOR (us$ * 1000)

1992 1993 1994 1995

Gruflca 111. I I. Importación de azufre (los demás). Valor

1400000-

1200000-

1000000-

800000-

600000-

400000 -

200000-

0 - 4

I CI volumen (ton)

Graficcr 111.12. Importación de azufre (los demás). Volumen.

__ 111 ___- 2.4 Farmacos Antihistaminicos

La demanda de fármacos aiitihistaniínicos en los últimos tres años son relatiLainente

constantes, con un ligero incremento en 1993 Por otro lado, se puede obsen t í un descenso en la

exportacibn, muy marcado entre 1992 y 1993 (tabla 111 12 )

TABLA 111.12


1992 1 616 733 1 327 550

1993 I 325 164 326 682

1994 611 337 135 139

1995 194 317

Expcwtacicín de- fármucos unthistami'niccx

44 005

TABLA HI. 13.


1992 5 353 195 658 227

1993 5 176 363 802 680

1994 3 146 404 543 O12

1995* 600 080 - Importucicín de fúrinacos mthistainínicos.

* Enero - Mano

Fuente: Banco de México

67 009

23

IDVALOR iuss * iooo\ I

1992 1993 1994 1995

Grqfica III. 13. Exportación de farmacos antihistamínicos. Valor

1400000

1200000

1000000

800000

600000

400000

200000

O

1992 1993 1994 1995

I O volumen (ton)

í;I.ufica III.I-1. Exportación de fai-macos antihistaminicos. Voliimen

25

6000000 i

I OVALOR (us$ * 1000) 1

I

1992 1993 1994 1995

Grufica IZI. 15. Importación de farmacos antihistamínicos Valor

I

1992 1993 1994 1995

Grafica IZí. 16. Importación de far-macos antihistaminicos. i’olumen.

26

... 111.2.5. Heterocíclicos ____ Azufrados

En el año de 1993 la demanda internacional por los compuestos heterociclicos azufrado

mexicanos, bajó a niveles alarmantes. A part' de 1994 ha existido una recuperación que no ha

llegado a los voiútnenes requeridos en 1992 (tabla 111.14.). La importación de estos coinpuestos

sufrió una reacción similar a las exportaciones, aunque la recuperación en 1994 fue buena,

llegando a los volúmenes que se import arc I :n 1992 (tabla 111.15,).

TABLA 111.14.

AÑO VIlrLOR ($us * 1000) VOLC\lEh (TON)

1992 3 61' 505 244 042

1993 850 971 12 460

1994 553 007 23 118

1995* 80 477 40 146

Exportación de h etrociciicos azlc fradm

TABLA 111.15

ANO VALOR ($us * 1000) VOLLIf EN (TON)

1992 25 109 558 213 425

1993 34 452 509 127 492

1994 28 371 710 222 354

1995* 7 989 291 71 739

Importación de Ir eírociclicos, am. frados.

* Enero - Marzo

Fuente: Baric0 de México

27

4000000

3LüOOOO

3000000

2M)0000

200000a

1500000

lO0OOOC

5ooooc

C 1992 1993 1994 1995

Grafica ZíZ. I 7. Exportación de Heterocíclicos azufrados. Valor

250000

200000

150000

iooooa

5oooa

a 1992 1993 1994 1995

Grttficrr ZIí. 18. Exportación de Iieterocíclicos azufrados. Volumen

28

Gr

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .................

-uficu 111.19. Importación de heterocíclicos azufrados. Valor

Grujku í1120. Importación de heterociclicos azufrados Volirtnen

29

- 111 2.6 Tetrahidrofurano

La exportación de 7°F en México es pequeña y como podemos observar en el año de

1993 no se exportó La iniportación de THF es mayor que la exportación, pero en los últimos

años ha decrecido de manera constante (tabla 111.16). El volumen de importacion de este

compuesto ha disminuido significativamente durante los últimos 4 años (tabla 111 17 )

TABLA 111.16 . “*,...”,” -, ~ _.


1992 4 209 887

1993 O O

1994 7 624 1637

1995’

Euportacicín de tetrahidrofurano .

TABLA 111.17

4 608 2 177


1992 2 131 257 950 881

1993 1364 121 634 OS7

1994 1249353 595 783

1995* -

impnrtuciún de teíruhidrofuruno.

623 228 275 664

* Enero - Marzo

Fuente: Baiico de México

30

1 o VALOR (us$ 1000) I

1992 1993 1994 1995

Grafica IZI. 21. Exportación de tetrahidrofürano. Valor

2500

2000

1500

1000

500

O 1992 1993 1994 1995

Grufica ZZZ. 22. Esportacion de tetrahidrofiirano Volumen

31

IQVALOR l u s t i o o o i l

1992 1994 1995

Grufica M. 23. Importación de tetrahidrofurano L'alor

IUvoiumen itoni I

1992 1993 1994 1995

.aJic.u III. 24. Importación de tetraíiidrofui-ano Volumen

-__ I11 2 7 Buteno y sus isómeros

La exportación de buteno y sus isóineros se ha increnientado desde 1992, al contrario de

la importación que ha decaído considerablemente (tablas 111 18. y I11 19,).

TABLA 111.18


1992 4 512 325

1993 7 676 747

1994 4 425 487

1995 * u 0

Qortacicín de buteno y sus ishnerus.

1992 468 384 615 595

1993 4 657 1708

1994 33 735 5 1 049

1995* 28 563 28 299 <.. ~ -

itiporíación de buteno y sus isómeros.

* Enero - Marzo I

Fuente: Baiico de México

8000

7000

6000

0000

4000

3000

2000

1000

O

1992 1993 I f ' 1995

I U VALOR (us$ * 1000) I

Grqfica 1112-7. Exportación de buteno y sus isomeros Valor

I O volumen (ton) I

Grujicu III. 26. Exportación de huteno y sus isomeros. Volumen.

400000

300000

200000

100000

O

OVALOR (us$ 1000)

7000001

Gruficu 111.28. Importación de buteno v sus isomeros. Volumen.

-____I Ill. 3. Productores. consumidores y. Proveedores

Antihist amínicos

- Química Hoechst de México S.A. de C.V.

- Quinonas de México S.A. de C.V.

- Bayer de México S.A. de C.V

Azufre precipitado

- J.T. Baker S.A. de C.V.

- Productos Químicos Monterrey S.i\.

Azufie

- Alcalis y Soluciones S A de C V

- Casa Molina Font S A

- Cia h4anufacturer-a de Atzcapotzalco S A

- Distnbuidora de Industrias Varias S A de C V

- Galvanoquiniica Mexicana S A de C V

- Petroleos .Mexicanos

Tet rahidrofurano

- BASF Mexicana S.4. de C.V.

- Dow Quirnica Mexicana S.A. de C.V.

- Du Pont S.A. de C.V.

- ISP (México) S.A. de C.V.

- Solvmex S.A.

36

Gas Natural

- Petroleos Mexicanos

Buteno y Butano

- Linde de México S.A. de C.V

Butadieno

- Du Pont S A de C V

- Linde de México S A. de C ir

- Materias Químicas de Mexico S A de C V - Petroleos Mexicanos

- Suinitomo Corporation hléxico S A de C \.

Fuente: ANIQ

IV. METODOS DE OBTENCION

38

IV. METODOS DE ORTENCION

e-

Comercialmente, el tioferrt se obtiene por medio de la sulfuración y ciclación de

hidrocarburos C4 ( butano, buteno y butadieno ) Ya sea con azufie mediante calor (figura

IV. 1. I ) o con sulhro de hidrógeno sobre un catalizador (figura IV.2. I )

Se han investigado otras formas de obtención buscando una mejor selectividad o

producción más económica. Por ejemplo, podemos mencionar las siguientes

- La preparación del tiofeno por la acción de H2S en una sustancia orgánica que contenga

oxígeno o azufre. En presencia de catalizadores tipo alumina que contienen un alcaii o un óxido

alcalinoterreo [4].

- La preparación por niedio de disulfuro de carbono en fase vapor con cadenas lineales de

hidrocarburos, con al menos 4 atomos de carbono. En presencia de catalizadores consistentes de

óxidos de metales de los grupos I\'-A, V-.e VI-A, VII. VITI, coinbinaciones de estos en alúmina

o sílica y otras variedades [5].

- Tambien. se puede preparar tiofeno por medio de la sustitucion del oxígeno por azufre

en la molécula de furano con una buena selectividad y rendimiento pueden exceder el 90 YO ).

Sin embargo, los furanos son compuestos caros que requieren ser preparados para poderlos

utilizar: por lo que se complica la producción industriai a través de esta reacción.

- Así mismo, se ha intentado obtener por medio de dióxido de azufre sobre un catalizador,

aunque esta vía no ha tenido éxito.

- Cna forma alternativa para sintetizar el tiofeno es la deshidrogenación de THT. y ha sido

estudiada en catalizadores de Ni. hlo o Co-Mo sulfurados. Ai igual que en sistemas de cromo

soportados.

I

39

IV. 1. Proceso térmicQ

Un procedimiento para la obtención del tiofeno es la reacción de hidrocarbur> s Ca de

cadena recta con azufie mediante el calor [4] o con sulfuro de hidrógeno sobre un catalizador [6]

o con dióxido de azufre [7]. Hasta ahora, solo uno de estos procesos, la reacción no catalítica del

n-butano y azufre a 600"C, se ha industrializado lo suficiente como para servir de her,.t comercial

del tiofeno [4].

En el procedimiento de la Socony-Vacuum (ver figura IV.l.l), realizado a escala

industrial desde 1946, el azufre ordinario comercial se funde a 120 "C y se bombea por un

serpentín de aleación a un homo calentado con gas, donde se vaporiza y se calienta a c.a. 700 "Cy

y se añade n-butano. Esta mezcla se bombea por un serpentín donde se calienta a 560°C y se

conecta con la alimentación al reactor.

El efluente del reactor pasa a una torre de enfrramiento mediante aspersión de agua. Esta

suspende la reacción y condensa la mayor parte del subproducto alquitranoso. El alquitrán y el

agua se separan en dos capas en el fondo de la torre de enfiiamiento y se extraen de modo

continuo; el gas que sale por la parte superior de la torre pasa por un filtro de lana de vidrio para

eliminar la neblina aiquitranosa arrastrada. E1 gas filtrado se enfría a la temperatura ordinaria y se

lleva a un separador de gas, donde queda el líquido condensado.

El gas que sale se comprime a c.a. 12 7 Kg./cm2 man.; luego se enfna y se lleva a un

tanque de compensación, donde se mezcla con el líquido que es bombeado desde el separador de

gas. El líquido y los gases no condensados se llevan a una torre de estabilización.

En la torre de estabilización se quitan los componentes más ligeros que C4, que son

desechados del proceso. Por la parte superior de la torre sale una mezcla de 80% en mol se

sulfuro de,hidrógeno y 20% en mol de hidrocarburos ligeros. De esta mezcla puede aprovecharse

el azufre. En las condiciones típicas de operación, la torre de estabilización se mantiene a 93 "C.

en el fondo y a 24°C. en la parte superior. La presión es de unos 11.6 Kg./cm2 man.

Los productos reunidos en el fondo de la torre de estabilización se introducen en la torre

de desbutanización, donde destilan los componentes C4, que n reaccionaron. Esta torre opera a

unos 4.6 Kg/cm2 man., con una temperatura de 57 "C en lo alto y de 150 "C en la caldera. Las

cabezas constan de 70% en mol de butano, 20% en mol de butilenos y 10 de butadieno

(cantidades aproximadas) y algo de tiofeno, sulfuro de carbono y cabos ligeros. Estos se

devuelven ai proceso con comente de recirculación. Los fondos, que son la corriente de tiofeno

crudo, contienen alrededor de 80 moles de tic y 15 moles de sulfur0 de carbono. Estos se

retiran del proceso y se almacenan para someterlos a destilación en operación intermitente y

recoger el tiofeno con más de 99% de pureza.

sulfur0 deb f

Figura IV. 1.1 Roceso térmico de producción de tiofeno.

Donde los números indican:

O = Fundidora

1 =Homo

2 = Reactor

3 = Calentador

4 = Torre de enfriamiento por asperi:ión

5 = Separador de gases

6 = Compresor

7 = Tanque de mezclado

8 = Torre de estabilización

9 = Torre de desbutanización

1 O = Torre de destilación

42

IV.2. Proceso catalicico con ácido sulfTúdrico[6]

Este proceso emplea el ácido sulfhídrico ó el disulfuro de carbono como materias primas

alternas (ver figura IV.2.1). En una carga típica, 11.34 kg. conteniendo 19 % de óxido de cromo

en un catalizador de alúmina (Harsshaw Chemical Co., partículas de 0.004 m. de tamaño con L '.a

densidad aparente de 961.2 kg/m3) se colocan en un cilindro cerámico, de O 152 m. de diametro.

El empaque ocupa 0.584 m. de el reactor, que es equivalente a 0.01 1 m3. El reactor se is la para

asegurar la condición adiabática requerida.

Dos comentes separadas, se alimentan por la parte superior del reactor; por una se

introduce vapor de azufre y ácido sulfhídrico y por la segunda comente se añade hidrocarburos

C4. Los productos gaseosos que abandonan el reactor por la parte inferior, se llevan a una torre

em1 ::cada de cerámica donde la corriente de gas se mezcla con una comente de líquido de

compuestos orgánicos anifiados para remover cualquier exceso de azufie y compuestos

azuffados de alto punto de ebullición, la comente que abandona la torre se llevan a una torre de

secado sílica-gel

El gas se enfría y se pasa por un separador ciclónico, donde los líquidos de alto punto de

ebullición se remueven.

El gas que sale del reactor se comprime a 18.71 1 atm. y es parcialmente licuado. El

hidrógeno, metano, etileno, etano y propileno se eliminan y se queman. El líquido del fondo se

alimenta a una columna de destilación para remover completamente el H2S, la parte superior de

esta opera a 17.01 atm. y 26.67 "C.

Los líquidos del fondo de la columna se alimentan a una segunda torre de destilación

donde los hidrocarburos C4 se remueven por la parte superior de la columna a 37.78 "C y 2.041

atm. Los líquidos del fondo contienen tiofeno y sulfur0 de carbono Estos dos productos son

separados por destilación.

Los hidrocarburos C4 removidos de la columna de destilación se precalientan y se recirculan al reactor. Una cantidad de hidrocarburos C4 frescos se alimentan al reactor

dependiendo de las necesidades. La comente de HiS previamente precaientada es también

recirculada ai reactor.

I

43 i

Comp. &fiados de alto pto. de eb.

________.I I

pto. de eb. Figura IV.2.1 Roceso de produccidn de tiofeno a partir de ácido suIflidrico.


1 =Fundidora

2 = Horno

3 = Reactor

4 = Torre empacada

5 = Torre de secado

6 = Separador ciclónico

7 = Compresor

8 = Columna de destilación



44

IV.3. Proceso catalítico a partir de THT

El THT obtenido del gas natural se alimenta al reactor, la corriente de producto que

abandona el reactor está compuesta por hidrógeno, tiofeno, THT e hidrocarburos C4. Esta

comente se alimenta a un flash, por la cabeza se obtienen HC C4, ácido sulfhídrico e hidrógeno,

el fondo compuesto por THT y tiofeno se alimentan a una columna de destilación. De la cabeza

de la columna se obtiene el tiofeno relativamente puro, el THT obtenido del fondo se recircula a

la alimentación del reactor.

Los productos de cabeza de la columna flash son separados por medio de una compresión,

con lo que se obtiene hidrógeno y una mezcla líquida de ácido sulfhídrico con HC C4. Posteriormente la mezcla liquida obtenida del compresor se separa por medio de una columna de

destilación, con lo que estos compuestos pueden ser vendidos como subproductos.

45

THT- 1 2 2 2

P

Tiofeno

Figura IV.3.lProceso a partir de THT.


1 =Reactor

2 -z Tanques Flash

3 = Columna de Destilación

4 = Compresor

V. SELECCION DEL PROCESO

47

V. SELECCION DEL PROCESO

A continuación se presenta una comparación entre los principales procesos para la

producción del tiofeno. Los procesos analizados son los siguientes: 1) El proceso a partir del n-

butano y azufie (Socony-vacuum) mediante calentamiento, 2) El proceso catalítico a partir hb HC

C4 y ácido sulfhídrico y 3) Proceso catalítico a partir del THT obtenido del gas natural

Los factores considerados para cada proceso se suman y se ponderan con su porcentaje

respectivo. De la suma final (o total), el proceso que presenta el mayor puntaje será el

seleccionado.

Las consideraciones tomadas para la evaluación de cada factor son:

-Materias primas: la disponibilidad de materias primas confiables y suficientes es de vital

íi.iportancia para las necesidades del proceso y de la capacidad de la planta.

-Costos: debido a la situación económica general que vive el país, actualmente el cuidado de los

costos del proyecto es de importancia extrema, ya que la disponibilidad de recursos es muy baja.

-Equipo: para este punto se consideró si el proyecto es muy sofisticado, nos puede perjudicar en

cierta manera por la poca disponibilidad de los equipos involucrados en el mismo, afectando

ademas en el empleo de sistemas de apoyo al equipo igualmente sofisticado, así como el costo de

la inversión inicial del proyecto sería muy elevado.

-Subproductos y desechos: un proceso que posea una buena fuente alterna de ingresos por la

venta de los subproductos generados en el mismo es importante, y se puede considerar de igual

importancia que el equipo.

-Técnicos: debido a que actualmente se cuenta con los recursos humanos y técnicos capacitados

suficientes como para satisfacer las necesidades técnicas del proceso, este factor no se considera

de suma importancia.

-Consideraciones especiales: en general este factor es de poca relevancia, ya que los procesos son

muy parecidos y de facil acceso a las tecnologías .

48

..-.-..-- ..--- .- _ _ _ 1) Factores técnicos (1 0%)

a) flexibilidad del proceso 7 1 10

b) operación continua 9 7 7

c) requerimientos de energía 6 9

d) requerimientos de equipo especial 8 8 8 I-.^.-.--_ ..-.......... __^._ .

TOTAL 3.0 2.3 3.4

- -_1__1_-

2) Materias primas (30%)

a) disponibilidad presente y futura 8 8 9

b) procesamiento requerido 9 9 8

c) manejo de materiales 9 9 8

TOTAL 7.8 7.8 7.5

xII-I___----_I-I---_I IIIIILIIyxI

3) Subproductos v desechos (1 2.5%)

a) cantidad producida 8 8 9

b) valor comercial 7 7 9

c) mercado potencial y usos 8 8 9

a) disponibilidad 9 9 9

c) costo inicial de inversión 8 7 9

e) diseño especial 7 7 7

b) materiales de construcción 8 8 8

d) costq de instalación y mantenimiento 7 7 8

TOTAL 4.9 4 . 7 5.0

- -I--

a) materia pnma 7 7 8

b) energia 6 7 8

c) depreciación 8 8 9

d) costos de patente 7 1 9

e) control ambiental 8 8 8

TOTAL 10.8 9.3 126

- ---.-.I-I_y.-l_l___

6) Consideraciones especiales (5%)

a) disponibilidad de tecnología 9 9 9

b) M.P. comunes a otros 7 7 9

c) objetivos generales de la compañía 7 8 10

-__---x-- ---__I

El proceso seleccionado sera el tercero que es la ruta de obtención de tiofeno a partir

de THT, debido a que fue el que obtuvo la mayor puntuación evaluando los factores más

importantes.

50

VI. CAPACIDAD Y LOCALIZACION DE LA PLANTA

5 1

VI. CAPACIDAD Y LOCALIZACION DE LA PLANTA

VI. 1 Capacidad de la planta

La capacidad de la planta se calculó en base a la cantidad de los compuestos heterociclicos

azufi-ados importados para el año 1994, del cual el 60% corresponde a la producción del tiofeno.

El objetivo de la planta será cubrir el 25% de las importaciones actuales de tiofeno, que

corresponde a una parte casi similar en el mercado nacional y esto representa 33000 toneladas por

año.

52

__I VI.2 Localización de la p i a

Para la localización de la planta se utilizó el método de evaluación por puntos, donde se

utilizaron los factores y ponderaciones mostradas en la tabla VI.2.1

TABLA Vi.2.1

FACTORES PONDERACION

Localización M.P.

Mano de obra calificada

7

6

Disposiciones ambientales 5

Infraestrctura

Transporte

Comunicaciones

Disponibilidad de Agua

4

3

2

1

Para la selección de las ponderaciones hemos escogido como las más importantes a la

localización de las materias primas y a la localización de los consumidores, puesto que, ei

transporte de la materia prima es complicado, ya que, esta se encuentra en fase gas. El tiofeno,

producto del proceso, se transportaría en cisternas, siendo menos complicado que transportar gas.

Debido a que tanto reactivos como productos requieren un manejo delicado es importante

contar con técnicos capacitados, aún por encima de las diposiciones ambientales y la

infraestructura, ya que cualquier error en el manejo del equipo pone en riesgo a las subsecuentes

prioridades.

Las leyes ambientales en México y en el mundo cada vez son más extrictas, por lo que

para poder construir una planta química se debe pensar a futuro, haciendo que las disposiciones

ambientales se constituyan en una prioridad para el diseño y desarrollo de la planta.

Los lugares seleccionados para las posibles localizaciones son:

-Veracruz, Veracruz (1)

En este lugar se cuenta con un sinnúmero de ventajas, en primera instancia se trata de un puerto

industrial altamente desanollado y por lo tanto se cuenta con mano de obra calificada y con la

infraestructura necesaria. Además, por esta región atravieza el gaseoducto Cactus-Reynosa lo que

facilita de manera considerable el transporte de la materia prima, reduciendo el costo de este. Y

también se cuenta con buenas vías ue comunicación para llevar el producto hasta los

consumidores.

-Orizaba, Veracruz (2)

Esta ubicación tiene como ventaja pnncipal de que se encuentra en un lugar intermedio entre

proveedores y consumidores, ademas de tener buenas vías de comunicación. Las disposiciones

ambientales no son muy rigidas debido a que se encuentran en pleno desarrollo industrial.

-Puebla, Puebla (3)

Es la localización más cercana a los consumidores, debido a que en México D.F. las disposiciones

ambientales no permiten la construcción de otra planta. Sin embargo, estas disposiciones tambien

son rigidas en esta ubicación. Ademas, ,e cuenta con mano de obra calificada así como de

Infraestructura adecuada y las vías de comunicación son buenas.

54

Ubicación de consumidores

1) Santa Clara, Estado de México

7) Ecatepec, Estado de México

3) Ocoyacac, Estado de México

Ubicación de los Proveedores

Nuestro proveedor será PEMEX debido a que obtendremos el THT del gas natural, los

yacimientos donde se obtiene gas natural están ubicadas en:

1) Cactus, Chiapas

2) Morelos, Veracruz

3) Cangrejera, Veracruz

41 Nuevo Pemex, Tabasco

5 5

56 -/-

Localización de demanda 42 49 56

Mano de obra calificada 48 36 48

Disposiciones ambientales 35 40 30

Infraestrwiura 36 24 32

Transporte 21 21 21

Comunicaciones 18 12 16

Disponibilidad de agua 9 7 8

TOTAL 273 245 259

Como se puede observar de la evaluación realizada, el lugar óptimo para la localización de

la planta es Veracruz, Veracruz, debido al mayor puntaje alcanzado.

Es importante mencionar que Veracruz siendo un puerto tiene ventajas para la exportación

e importación de productos y materias primas respectivamente.

57

VII. ANTECEDENTES BIBLIOGRAFICOS

I

58

,

VIL ANTECEDENTES BIBLIOGRAFICOS

VII. 1 Estructura de catalizgdores actuales

Los catalizadores actuales para reacciones de dehidrogenación a nivel comercial son

Cr203/Ai203, Fe, Ni, Co, ZnO y Fe2O3, no obstante, estos se envenenan por quimisorción en

presencia de compuestos azufrados. Por lo tanto, para la obtención del tiofeno se requiere de

catalizadores con resistencia a este tipo de envenenamiento. Según la bibliografia, es necesario

entonces utilizar cataiizadores sulfurados. Este tipo de catalizadores son los que se utilizan para

las reacciones de hidrodesulfuración, donde existe una cantidad importante de especies azufiadas.

La hidrodesulfiiración catalítica a nivel comercial utiliza catalizadores con la siguiente

composición: 4 % COO - 12 O h Moo3 soportados en y-Al203. Aigunos catalizadores contienen Ni

en vez de Co, y algunos contienen W en vez de Mo dependiendo de la presencia de moléculas

aromáticas o Ntrogenadas. Los óxidos de metales de transición en operaciones de

hidrodesulfuración se reducen y se convierten parcial o completamente en sulfbros, aunque

algunos catalizadores comerciales vienen previamente sulfurados.

Aparentemente el Mo y W son componentes necesarios en los catalizadores de

hidrodesulfuración, mientras que si el Co o Ni se encuentran solos no muestran una actividad

significativa. Las combinaciones de Co (o Ni) y Mo (o W) son más activas que el Mo o el W

solos, y por lo tanto el Ni y Co son promotores.

Con el fin de comprender mejor la hidrodesulfuración se requiere conocer las estructuras

de los catalizadores sulkrados. Los sulfbros de metales de transición tetravalentes tales como

Ni&, TaS2, MoSz y WS2 tienen estructuras como las que se muestran en las figuras VII. 1.1 y

VII. 1.2.

59

I

os o w * Hueco Octahedrico * Hueco Tetrahedrico

Figura MI. I . I Estructura del WS2. Indicando el acomodamiento

posiciónes octahedricas que pueden ser parcialmente ocupadas por Ni.

de capas, mostrando las

(A) (B) (C) Figura VZI.I.2 (A) Simetria de el sitio de los iones W3- en el centro; (B) en las orillas por las

caras laterales; (C) en las orillas por la parte superior.

Los cationes se encuentran en un acomodamiento de prisma trigonal. Los aniones de azufre

forman una capa, se encuentran en un empaquetamiento compacto y íos cationes se encuentran

entre dos capas empacadas. Solo la mitad de los interticios están llenas, la secuencia de

acomodamiento se muestra en la figura VII. 1.3.

60

I

xxxxxxxxxXXXXxxxxxx

capa de azufre

intersticio trigonal(1leno)

capa de azufre

intersticio octahédrico(vacio)

capa de azufre

intersticio trigonal(l1eno)

capa de anifre ~ ~~

Figura vII.I.3 Secuencia de acomodamiento.

AI agregar Ni al catalizador aumenta el area superficial y por lo tanto la actividad

obteniendose una estructura como se muestra en la figura VII. 1.4. Esto explica porque el Ni y Co

funcionan como promotores.

os o W (o Mo) prisma trigonal o Ni (o Co) sitio Octahedrico

Figura UI.2.4 Estructura superficial formada por la intercalación de Ni (o Co) en los cristales de

WS;? ( O MoS~).

Se supone que los sitios activos para la hidrodesulfuración es la estructura mostrada en la

figura VII.1.3, sin embargo no existe evidencia experimental que relacione esta especie de

superficie con la actividad catalítica.

61

,

VII.2 Artículos analizados

A. Commarieu y colaboradores [ 5) reportaron el estudio cinético de la deshidrogenación

de THT fue realizado a 380 "C y 1 atm. de presión con catalizadores de cromo soportados (20%

peso de Cr203). Se investigan: dos soportes de Al203 con diferentes caracteristicas (200 m2/g,

350 m2/g, 0.4% Na), un soporte de carbon (950 m2/g, 0.7% K), dos de Si02 (250 m2/g, 0.2% Na

y 200 m2/g, ) y uno de Ti02 (50 m2/g ). Los resultados fueron comparados con un catalizador no

soportado. El rango de actividad mostro el siguiente orden- C< A i 2 0 3 >Si02=Ti02. La

selectividad del tiofeno es particularmente pobre en las alúminas Los sitios activos del soporte

(probablemente grupos -SH) catalizan la desulfuración en vez de la dehidrogenación. El sulfato de

cromo sería consecuentemente I componente activo para la deshidrogenación Tambien se

analizó el cambio relativo de actividad con el tiempo de flujo. Y finalmente, se caracterizaron los

catalizadores por XRD, XPS, TPR y adsorción de oxígeno, antes y después de su uso en la

reacción

M. Lacroix [ 131 et al.publicaron las propiedades cataliticas de metales de transición

sulhurados no soportados para la dehidrogenación de tetrahidrotiofeno (DKN de THT), la

hidrogenación de bifenilo (HN de BP). El estudio mostró que la selectividad para la formación de

tiofeno puede ser mayor al 90% utilizando los catalizadores más activos, escencialmente los

catalizadores sulfurados del segundo renglón. La comparación entre las actividades catalíticas

para las reacciones de deshidrogenación de THT y la hidrodesulfiiración de tiofeno sugiere que

los sitios involucrados en estas reacciones son similares.

Las reacciones se efectuaron en fase gas en un micro reactor de flujo dínamico, bajo las

condiciones de la tabla VII.2.1,

f" 1

Tabla vII.2.1.

(105 Pa) (102 Pa) (1 O2 Pa)

HN de BP 533 23 ( 1 ) 8 4

HDS de tiofeno 623 1 (1) 24 O

DHN de THT 653 1 (2) 6.6 6.6

(1) atmosfera de H2 (2) atmosfera de N2

Los catalizadores sulfurados se trataron a una temperatuta de 673 K en un flujo de

H2/H2S, esto para estabilizar los cataiizadores a una temperatura mayor a la de reacción. La

estequiometria de los sulfuros síntetizados así como la estructura formada fu'controlada mediante

la difracción de rayos X @RX) t técnicas de análisis químico por coulometrá absorción

atómica. Estos solidos son generalmente estables para las condiciónes de prueba, pero algunos

metales sufren cambios en su estructura en presencia de atmosfera H2: Los monosulfurados de Ni,

Co y Pd se transforman en Ni&, Co& y P&S.

Los resultados de las reacciones de HDS de tiofeno y de DHN de THT nos demuestra que

existe una simlitud en ambas reacciones: actividad alta para Rus2 y Rh&, actividad media para

MoS2 y una actividad baja para NbS3. La unica diferencia es la actividad presentada por el PdS,

que es similar a la MoS2 en la de DHN y muy baja en la HDS.

La diferencia se debe a la estequiometría de la reacción, Pd4S para HDS y PdS para DHN, debido a la ausencia de flujo de H2 en la reacción de DHN.

Del analisis de las propiedades cataliticas para las reacciones de DHN e hidrogenación, la

tendencia general es similar: actividad alta para el sulfuro de rutenio y de rodio, pero se reportan

algunas diferencias el sulfuro de Pd es activo en DHN y no lo es en HN de BP, el sulhro de Nb

presenta actividad baja en DHN y muy alta en la conversión de BP, en este ultimo caso el

reactante es convertido en benceno y ciclohexano, los cuales se consideran como productos de

cracking, al igual que el fenilciclohexano y diciclohexil en los otros sulfuros. Por otro lado, el

sulfbro de Rh es más activo que el sulfiiro de Ru para reacciones de HN, en cambio en reacciones

de DHN de THT el sulfuro de Ru presenta mejor actividad que el sulfuro de Rh. Esta diferencia

de actividades depende dc las condiciones experimentales utilizadas.

Los resultados para la reacción de DHN de THT nos indican que solo el Cr& presenta

una actividad notable, lo cual tambien se cumple en las otras reacciones. En las reacciones de

HDS de tiofeno y BP de HN, el V& es m? activo que el Cr&.

64

V11.2. I Conclusiones de los artículos

Las actividades catalíticas de los metales de transición sulfiirados no soportados se

determinaron mediante las reacciones de DHN de THT, HDS de tiofeno y HN de BP. Los

resultados nos demuestran que en las tres reacciones elrkten similitudes en las actividades de los

catalizadores más activos, lo cual implica que los sitios cataliticos involucrados en cada reacción

son similares. Esto podría significar que las rutas de obtención de DHN de THT y de HDS de

tiofeno incluyen algunas etapas de reacción identicas. Este estudio nos señala la facilidad de los

sulfiiros de catalizar ya sea reacciones de conversión de moleculas que contienen azufre sin

desulfuración o desulfiiración de estas moleculas; así como reacciones clasicas de hidrogenación.

Estas propiedades hacen interesante el uso de los catalizadores sulfiirados en la química organica

y particularmente en la de los compuestos anifiados.

Los soportes de alúmina para catalizadores a base de cromo presentan una actividad alta

para la DHN de THT, sin embargo tiene un costo alto en selectividad. La titania presenta una alta

actividad y selectividad ,por lo tanto representa una mejor opción.

En conclusíon, resulta interensante enfocarse al estudio de metales preciosos en la

reacción de dehidrogenación de tiolano. En particular aunque la titania ofiece ventazas en cuanto

a la selectividad con, respecto a la alúmina, Ti02 posee áreas especificas muy bajas ( 50 m2/g).

Por consiguiente, en una primera etapa conviene estudiar sistemas soportados en a-alúmina (1 80

m2/g).

I

65

VII.3. Selección de catalizadores

Para realizar las pruebas experimentales se seleccionaron los catalizadores que presentan

mayor actividad en los procesos de hidrogenación, los catalizadores funcionan en ambos sentidos,

por lo tanto se pueden utilizar también en la dehidrogenación.

Así ‘cm catalizadores elegidos para la experimentación son de Pt y Pd, así como también

de Mo para tener un parámetro de comparación. Se realizan también las pruebas con catalizador

de NiMo industrial que tiene una composición conocida y sirve de referencia.

Los catalizadores se encuentran soportados en alúmina con el fin de aumentar la

resistencia mecánica y el área superficial, y de esta manera incrementar la actividad del

catalizador.

I

66

VIII. METODO EXPERIMENTAL

67

____- VIII. Método ExDerimental

- VIII. 1. Método de síntesis

Se prepararon los catalizadores por medio del método de impregnación sin exceso de

solución [ 101 que se describe a continuación.

- Se tamiza la alúmina, esta tiene un diámetro de poro de 3.3 16 nm., hasta obtener un diámetro de

partícula de 0.0147- 0.0124 cm. (100-120 mesh).Con el fin de obtener la velocidad de reacción

intrínseca.

- Se deja secar a 120°C por 24 hr. Para eliminar la humedad que esta absorbe del medio ambiente.

- Se prepara una solución acuosa de una sal soluble que contiene el metal activo. En una cantidad

exacta para rellenar los poros de la alúmina. De tal forma que el metal se distribuya por toda la

superficie.

- Se mezcla lentamente la solución con el soporte seco. Para asegurar la disperción uniforme de la

solución.

- Se calcina el catalizador a 400°C aumentando la temperatura a razón de 0.5" por minuto, una

vez alcanzada la temperatura deseada se mantiene durante 2 hr. Obteniendose el óxido del metal

activo soportado en alúmina.

VIII.2 Activación del catalizador

El óxido del metal activo se sulfura por medio de H2/H2S (con excepción del de Pd con

N2/H2S), con un flujo de 4 1 t . h [i I]. El flujo se mantiene durante el calentamiento a una razón de

10 "/min. hasta alcanzar la temperatura de 400 "C, donde se mantiene esta temperatura por 3 hr.

Se deja enfnar por convección natural hasta alcanzar la temperatura ambiente, posteriormente se

purga el equipo con nitrógeno durante 15 min. a flujo alto.

Una vez realizada la activación del catalizador, este se transfiere a un fiasco e'n presencia

de argón (atmósfera inerte) para evitar la oxidación del catalizador.

68

IX. EVALUACI~N CATAL~TICA

69

I

IX. EVALUACI~N CATAL~TICA

Para realizar la evaluación catalíticb se utilizó un flujo de nitrógeno de 66.22 cm3/min. y un

flujo de NJH2S al 10% de 3.72 cm3/min., los cuales se mantuvieron aproximadamente constantes

para las reacciones. Las reacciones se efectuaron a una temperatura de 380 OC, la cual se

mantuvo constante. Las tuberias se mantienen a una temperatura superior a los 100 OC, esto para

evitar la condensación de los compuestos y obtener así mediciones más acertadas. Para mantener

la presión de vapor del THT constante, se puso el siturador en un baño a una temperatura de O

OC.

La masa de catalizador varía de reacción a reacción, como se muestra en la tabla IX. 1 :

Tabla K 1. Masa de catalizador utilizada.

REACCION CATALIZADOR NASA DE CATALIZADOR (gr.)

2 Pt Sx/AI2o3 0.0524

3 MoSx/Ai203 (sin flujo de H2S) 0.0814

4 MoSx/A1203 (con flujo de H2S) O. 1384

5 NiMoSx/A1203 O. 1194

Las masas utilizadas son pequeñas de tal forma que exita una conversion y se evite la

difusión intergranular para obtener la velocidad de reacción intrínseca.

I

IX. 1. Monta-ie Experimental

La experimentación se efectuó en una unidad de reacción como la descrita en la figura

IX. 1.1.

2

1

II Figtira m. 1.1 Ui-iidad de reacción.

I

‘ 1

- IX. 1.1. Componentes de la unidad de dehidrogenación.

1 .- Tanque de nitrógeno con su regulador.

2.- Tanque de NJHlS con su regulador.

SA.- Saturador.

RE.- Reactor diferencial.

MF.- Medidor de flujo.

CT.- Controlador de temperatura.

CG.- Cromatógrafo de gases.

R 0 . - Reostato.

TE.- Termo.

SE.- Serpenti.1.

EF.- Enfkiador.

SN.- Solución neutralizante (NaOH).

IX. 1.2. Sistema de análisis de productos

Para el análisis de productos se utiliza la cromatografia en fase gas. Este es un método

análitico de separación, basado en las diferencias de los coeficientes de partición de sustancias

distribuidas entre una fase estacionaria, normalmente con un área de contacto, y con una fase

móvil. Para fines del análisis de los productos se requiere del uso de la cromatografia en fase

vapor, también llamada cromatografía de gases, debido a que es una técnica que posee una gran

sensibilidad, velocidad, exactitud y simplicidad, permitiendo la identificación y determinación de

compuestos volatilizables, en un tiempo relativamente corto.

En la cromatografia de gases, los componentes que se van a separar, son llevados a través

de la columna, por un gas inerte (gas portador). Los componentes de la muestra se reparten entre

el gas portador y un solvente líquido no volatil (fase estacionaria), el cual esta soportado sobre un

sólido inerte (soporte sólido).

I

72 I

El solvente retarda selectivamente la migración de los componentes de la mezcla a través

de la columna de acuerdo a sus coeficientes de partición, hasta que separada cierta sustancia se

forman en el gas portador diferentes bandas, una para cada uno de los componentes.

Las bandas de los componentes salen de la columna en el gas portador y llegan al detector,

el cual capta la presencia de cada componente y emite una señal eléctrica. Está es llevada a un

amplificador antes de ser transformada en una señal gráfica en el registrador. Así para cada

componente de la mezcla se origina un pico, al cual se le conoce como un pico cromatográfico,

cuyo conjunto, obtenido desde el momento en que se introdujo la muestra en el sistema hasta que

salen de él todos los componentes, se les llama cromatograma.

Para el análisis de los productos se utiliza un cromatografo de gases SHIMADZU GC-

1 2 4 equipado con integrador Chrompac Shimadm.

Las partes básicas de este cromatógrafo son:

1 .- Cilindro del gas portador (nitrógeno).

2.- Reguladores (para controlar el flujo y la presión del gas portador).

3.- Puerta de inyección (para introducir la muestra al sistema cromatográfico).

4.- Columna empacada (CARBOWAX 20WCHROMOSORB W) de 3 m. de longitud.

5.- Detector de ionización de flama. La flama se forma con la presencia de hidrógeno y

aire).

6.- Registrador (para la elaboración de una gráfica o cromatograma).

7.- Termostato del inyector, de la columna y del detector (para controlar la temperatura).

IX. 1.3. Calibración de los equipos

Equipo de flujo másico.-

Se obtuvieron curvas de calibración leyendo el flujo nominal y obteniendose el flujo real

para cada canal (canal 1: N2/H2S, canal 2: 132 y canal 3: N2). De esta manera el flujo real del

acarreador (N2) y del inhibidor (H2S) se obtiene a partir del flujo nominal.

Cromatografo.-

Se determinaron los tiempos de retención del THT, tiofeno, así como de los hidrocarburos

C4, para la columna utilizada. Esto con el fin de conocer de tiempo de salida de reactivos y

productos. Se determinó que el flujo de gas acarreador en la columna debía ser de 0.5 kg/cm2

para tener una diferencia considerable en los tiempos de retención de THT y tiofeno. Así mismo

se determinó una rampa de temperatura de 120 a 200 OC, con la misma finalidad.

IX.2. Método de evaluación de la conversión Y velocidad de reacción.-

Para evaluara la velocidad de reacción intríseca, previamente se debe calcular la

conversión, esta se evalua a partir de las áreas obtenidas en los cromatogramas en cada inyección.

Por lo tanto la conversión se calcula a partir de la siguiente ecuación

( A n o f i n o + A T H i ) - A T H i

A THT + A nofeno .YTHT =

La presión de vapor del THT se encuentra en la relación directa con el flujo molar, por lo

tanto esta se debe calcular. De las propiedades fisicas no se conoce el valor de presión de vapor a

O O C , por lo tanto este se aproxima por medio de la ecuación de Antoine.

Una vez obtenida la conversión se evalua la velocidad de reacción con la siguiente

ecuación (apéndice C):

donde: PO1-m = presión de vapor en atm.

R = constante de los gases ideales en It atm / mol K.

T = temperatura del reactor en K.

Q = flujo volumétrico que entra al reactor en it / min.

X w = conversión obtenida en el reactor.

m = masa de catalizador utilizada.

74

X. RESULTADOS

75

___ IX.3 Resultados.

La tabla IX.3.1. presenta los resultados de velocidades de desaparición de T1 J r, después de 19 horas de reacción. Este tirmpo de reacción sirve para comparar los catalizadores una vez alcanzado un estado pseudoestacionario [ 133, es suficiente donde la estructura del sólido se mantiene estable a las condiciones de reacción.

Muestra ........._.i....^-_.I-__ .?..RE:4CC!ON .(K ).. ...... . .... X m ..... .. . ...._. .. . .-.. T. I moVg . . _ _ min) .. . . .

NiMoSiAi203 658.0 0.076 4.80 x 10 -6 MoS2/Ai203 656.5 0.183 10.6 x 10-6 Pt s,/Al203 655.0 0.047 6.2 x 10 -6

0.000 O -I -II.II ll----cII

655.0 ------ PdSdA1203

El análisis de los resultados nos muestra que el tiofeno se obtiene con ¡os catalizadores de PtS, , MoS, y NMOS soportados en alúmin Por el contrario si utizamos como i2taiizador PdS$Ai2O3 , no se obtiene tiofeno Basandonos en los trabajos anteriores de laboratorio[i4], se ha observado que el Pd es activo para catalizar esta reacción en estado metálico, por lo que suponemos que el sulfur0 de paladio no cataliza al estado soportado debido ha interacciones con el soporte

Analizando las selectividades obtenidas en los catalizadores de MoS2, NiMoS, y PtS, se encuentra que en los dos primeros casos, la selectividad hacia la formación de tiofeno es de ca. 60% mientras que el 40% restante corresponde a productos de hidrodesulfuración. En el caso del PtS, la selectividad hacia la formación de tiofeno es cercana a 100%.

De este estudio, el PtS, IN203 presenta las mejores propiedades en la reacción de dehidrogenación. Sin embargo, si se pretendiera utilizarlo a nivel industrial convendria contemplar disminuir su contenido y sintetizar sistemas con algún otro metal (Ni o Mo).

Respecto al soporte de a- Alumina y en acuerdo con la literatura, otra mejora posible sería substituir esta por Ti02 . No obstante, debido a los inconvenientes de la Ti02 pura, sería posible sintetizar un óxido mixto Aí203-Ti02 con el objeto de preparar un catalizador industrial para la producción de tiofeno

76

XI.RESULTADOS DEL DISEÑO

77

o 3 3 + n

X 2 BALANCE DE MATERIA

NZ

En la tabla X.2.1 se presenta el balance total de 'ateria por equipo de la planta. Las corrientes de cada equipo se especifican en el diagrama de flujo de la sección anterior.

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 0.17 0.167 0.068 0.095 - 0.112 - - - - -

Tabla X2.1 Balance de materia t I I , 8 i

THT H2S TI0 c4 H2

flujo

0.80 0.798 0.006 - - - - - 0.023 0.010 - 0.650

- 0.005 0.274 - - - - - 0.976 0.990 0.349

- .. 0.054 0.755 - 0.888 - - - - - 66.39 67.36 164.8 118.6 17.79 100.8 9.890 7.890 46.19 44.78 0.963

0.03 0.029 0.060 0.083 0.556 - 1.000 - - - - - - 0.048 0.067 0.444 - - 1.000 - - -

79 I

X.3 BALANCES DE ENERGIA

A contin~iación se presentan los resultados del balance de energía por equipo de la planta. Los flujos y composiciones de cada corriente se especifican en el diagrama de flujo de la planta.

REACTOR: q = - 2.259 x 10 '' Btdhr

FLASH No. 1 : q = - 2.329 x 10 l1 Btu/hr

FLASH No. 2: q = - 7.843 x 10 lo Btulhr

FLASH No. 3 : q = -1.562 x 10 B t h

TORRE DE DESTILACI~N: q = - 2.547 x 10 l 2 Btuíhr

W O N : q = 1.417 x 10 l1 Btu/hr

INTERCAMBIADOR No. 1 q = 1.273 10 4 ~ t ~

INTERCAMBIADOR N o 2 q = 5.334 x 10 Btu/hr

INTERCAMBIADOR No.3 q = 2.894 x 10' Btu/hr

INTERCAMBIADOR No.4 q = 2.252 x 10 Btu/hr



INTERCAMBIADOR No.7 q = 2 598 x 10 Btu/hr

X.4 DISEÑO DEL EQUIPO

A continuación se presentan los resultados del diseño de lop iquipos considerados como equipo mayor y equipo menor en nuestro proyecto.

ALTURA DIAMETRO

PRESION

EQUIPO MAYOR

9.84 ft (3m) 1.64 ft(0.5m)

1.5 atm

REACTOR

TEMPERATURA ENFRIAMIENTO

El tipo de reactor requerido para la planta es tubular de lecho fijo, de operación isotérmica necesaria para que no se sintence el catalizador, por puntos a altas temperaturas.

El catalizador que se utiliza es de platino soportado en alumina, ya que presenta una selectividad alta (cercana al 100%) hacia la producción de tiofeno. De acuerdo a la literatura, la actividad es elvada, suficiente para que el factor que controle Ia reacción sea la transferencia de matería. Es decir un catalizador mas activo no tiene efecto en las dimenciones del reactor. El tamaño de partícula será de l/8” por 1/8” con el fin de disminuir io mas posible el efecto de transferencia dentro de la particula, en este caso de Pt/Ai203

La conversión máxima alcanzada en el reactor es de 98%, en base a la cual se dimension8 el equipo.

7165; (380°C) Chaqueta con difenilo

PRESION 1 atm

FLASHNo. 1

DIAMETRO ALTURA DEL LIQUIDO

ALTURA TOTAL

Las condiciones de presión y temperatura para el separador en una sola etapa tipo flash son constantes. Y la separación es multicomponente

6 1/3 ft (1.9 m) 1.3 a (3.9 m) 17 ft (5.1 m)

-

TEMPERATURA I 176 T í80 “C\ 1

81

FLASH No. 2

PRESION DIAMETRO

Las condiciones de presión y temperatura para el separador en una sola etapa tipo flash son constantes. Y la separación es muiticomponente

10 atm 2 1/8 ft (0 64 rn)

ALTURA DEL LIQUIDO ALTURA TOTAL

1.5 ft (0.45 m) 1 1 A (3.3 m)

TEMPERATURA - PRESION

DIAMETRO

FLASHNo. 3

14 "F (-10 "C) 5 atm

1 1/3 ft (0 4 m)

Las condiciones de presión y temperatura para el separador en una sola etapa tipo flash son constantes. Y la separación es bicomponente

ALTURA DEL LIQUIDO ALTURA TOTAL

2 7 ft (0.83 m) l l f t ( 3 3 m )

TORRE DE DESTILACION

La operación en la torre de destilación es isotérmica, los flujos entre plato y plato son constantes, ya que la entalpía no varía.

82

I

COMPRESOR No. 1

IMPULSOR VELOCIDAD

El compresor rotatorio presenta el menor costo y es de uso común en la industria, tambien presenta la mayor eficiencia para las condiciones del proceso.

- _- Cerrado Sencillo

5 600 rpm

I

EFICIENCIA CARCASA

- 40 Yo

1

TIPO DIAMETRO PISTON

EFICIENCIA CARCASA

COMPRESOR No. 2

Pistón 1 ft (0.3 m)

70 Yo 1

Es necesario un gran aumento en la presión por lo que el compresor tipo piston resulta la mejor opción en este caso.

ARREGLO LONGITUD

triangular 4 ft (1.2 m) '

EQUIPO MENOR: Para el diseño de intercambiadores de calor, se seleccionó intercambiadores de tubo y

coraza 1/1. El tamaño de la coraza y el número de tubos se especifican para cada intercambiador:

INTERCAMBIADOR No. 1

INTERCAMBIADOR No.2

I

- ___- 1 %cédula40 ARREGLO triangular LONGITUD - 4 1/3 .-__ ft(1.3 m) - 1

83

,

CARCASA

TUBO ARREGLO LONGITUD

No. TUBOS - 1 213 ft (0.Slm)

23 1 '/z cédula 40

triangular 24 1/3 fl(7.4 m)

CARCASA No. TUBOS

1 213 ft (0.51m) 22

TUBO 1 '/z cédula 40 7

IN1

ARREGLO

'ERC

triangular

r CARCASA No. TUBOS 27

ARREGLO triangular LONGITUD

1 2/3 ft (0.5 I m)

TUBO 1 % cédula 40

3 '/2 ft (1.05 m)

No. TUBOS TUBO

ARREGLO LONGITUD

23 1 '/z cédula 40

triangular 9 113 ft (3 m)

CARCKSA No. TUBOS

TUBO ARREGLO LONGITUD

1 2/3 fi (0.51m)

1 ?4 cédula 40 triangular

9 113 ft (3 m)

23

id E .E

E E \o O cc, m

m O m

.. - I

u

3

'-I --. -- - o

XI.PERSONAL NECESARIO

86 ,

XI. 1. ORGANIGRAMA.

A través del siguiente organigrama se muestra el personal necesario para el funcionamiento de la planta.

GERENCIA GENERAL

1 PRODUCCION 7

87

X1.2. PERSONAL

En la tabla X1.2.1 se muestra la cantidad necesaria de empleados por departamento para el funcionamiento de la planta y sus respectivos sueldos.

TARI’ Xt 2. I Personal necesario AREA PERSONAL NECESARIO SUELDO MENSUAL

Gerencia General

Departamento de Contabilidad

Departamento de Producción ( 3 Turnos)

Total de producción Departamento de Control de

Calidad

Departamento de Ventas

Total

1 Gerente 1 Secretaria 1 Contador

1 Secretaria 1 Ingeniero de Proceso 2 Técnicos Químicos

3 Operarios 1 Almacenista

1 Ingeniero de calidad

1 Técnico Laboratorista 1 Secretaria

1 Jefe de Ventas 1 Vendedor 1 Secretaria

1 Chofer repartidor

(%U.%) 3 500 700 1500

500 2500

2 x (700) 3 x (300)

400 15 900 2500

700 600 1 O00 750 600 500

28 750

A continuación se muestran los costos mensuales de los servicios prestados por otras empresas:

Vigilancia 4 400 Seguridad Industrial 5 O00 Recursos humanos 5 O00 Limpieza 4 O00 Costo de tratamiento de efluentes Costo de purificación de materias primas

70 O00 100 O00

Total de costo de mano de obra mensual 21 7 150 usd.

88

XII. INVERSION TOTAL

I

89

I

XII. INVERSION TOTAL.

- XII. 1. Inversión d.e capital

La inversión de capital, es uno de los factores más determinantes a considerar para el funcionamiento de un proyecto; ya que representa la cantidad de dinero necesario para la puesta en marcha de la planta.

Para la elaboración del siguiente del siguiente estudio econótnirc:, se tomaron las definiciones propuestas por Vilbrant y Dryen [28] mostradas a continuación (las cantidades mostradas se expresan en dólares).

inversión de capital = capital de trabajo + capital fijo

inversión de capital ( I, ): 1 509 600 USD

XII.2 Capital fijo

El capital fijo es aquel requerido para el equipo del proceso, instalac%n, operación, edificios y terreno también incluye laboratorios de control de calidad, almacenes, ralleres equipo de reparto [28]. Este capital esta inmóvil financieramente; es decir, una vez adquirido el equipo no se transforma a corto plazo en efectivo.

El capital fijo se representa por la siguiente relación: Capital fijo(Cf)=Costo total de la planta fisica(Ca)+Costo de ingeniería y construcción (C,,) + Costo de contingencias (C,) + Costo de factor de capacidad de la planta (C,)

Los Últimos costos de esta relación dependen directamente del costo total del equipo ya instalado.

Capital fijo = 1 3 12 700 USD

I

90

I

_.____ Xii.3.Costo de equipo de proceso íC&

Se estimó el precio del equipo de proceso con un indice de costo (CE) de 380.5 correspondiente al mes de diciembre de 1905, realizando una extrapolación de la historia de estos encontradas en la figura 5.1 del Ulrich. be utilizaron las figuras 5.4 a 5.61 del mismo para la estimación del costo del equipo.

EQUIPO Reactor

Destilador Flash No. 1 Flash No. 2 Flash No. 3

Intercambiador No. 1 Intercambiador No. 2 Intercambiador No. 3 Intercambiador No. 4 Intercambiador No. 5 Intercambiador No. 6 Intercambiador No. 7

Compresor No. 1 Compresor No.2

Bomba No. 1 Bomba No. 2

TOTAL

COSTO ($us.) 11 597 28 534 50 451 10 650 3 263 3 550 3 550 9 343 7 474

550 3 737 3 737

28 367 174 560 6 597 4 398

353 460

Todos los equipos son hechos con acero inoxidable 3 16

COSTO DE EQUIPO DE PROCESO (Cep): $U.S 353 460

COSTO DE EQUrPO YA INSTALADO (eel): $U s 1 43(Cq) = $U s 505 450

COSTOS DE TUBERIAS DEL PROCESO (G): $u s O 2 (C,,) = $u s 101 090

C’OSTO DE INSTRUMENTACION (CJ: $u s O 3(C,,) = $u s 15 1 630

COSTO DE TERRENO (Cct): $U s O l(Cel) = $U s 50 545

I

91

I

COSTOS AUXILIARES (CJ:

EQUIPO AUXILIAR COSTO Torre de enfriamiento 8 988

Calentador de difenilo 84 556 Tanques de almacenamiento 17 673

TOTAL, 158 600

Equipo de refiiferación 47 378

C, = 158 600 COSTO DE CANALES DE DESAGUE (Ccd): $u.s. O.Ol(C,i) = $ u . s . ~ 055

COSTO TOTAL DE LA PLANTA FISICA (Ctp): (Cei)+(Ct)+(Ci)+(Cct)+(Ca)+(C,) = $u.s. 972 370

COSTOS DE CONTJNGENCIAS (Q: $u.s. 0.1 (C,)= $u.s. 97 237

COSTOS DE JBGENIERIA Y CONSTRUCCION (Ck): $u.s. 0.2 (C,) = $u.s. 1 94 470

COSTOS DE FACTOR DE CAPACIDAD DE LA PLANTA (Cfp): $U.S. 0.05 (Cq) = $u.s. 48 619

I

92

XT1.4. Capital de traba-io

Es el dinero requerido para la operación diaria del proceso; además de la inversión fija para equipo, edificios y terrenos [28].

El capital de trabajo incluye el costo de inventarios de la materia prima, materia en procesamiento, productos, suministro, la diferencia entre cuentas por cobrar, cuentas por cobrar, etc.

Capital de Trabajo = 0.15 (Capital fijo) = $u.s. 196 900

XII.5. Costos de producción

PRODUCCION (Cp): 33 O00 todaño

COSTO POR TONELADA: 22 O00 $u.s./ton

VENTAS: $u.s.66 O00 O00

GASTOS DE VENTA (G,): 0.05 (VENTAS) = $u.s. 3 300 O00

GASTOS DE ADMINISTRACION (GA): 0.03 (VENTAS) = $u.s. 1 988 O00

GASTOS DE OPERACION (Go): G, + G, = $u.s. 5 280 O00

SEGUROS (S): O.O2(C, + C,) = $u.s. 8 080

IMPUESTO (I): 0.003 (C, + CcJ = $u.s. 1 212

DEPRECLACION (De): Duración del edificio: 20 años, por lo que se desprecia 5 % anualmente

0.05 (Cct) = $u.s. 2 527

DEPRECIACION DE IMAQUINAIUA Y EQUIPO (DBp): Duración del equipo: 1 O años, por lo que se desprecia el 1 O % anualmente 0.1 (C,) = $u.s. 3 5 346

93

I

GASTOS DE CONVERSION INDIRECTA (G,.j): D, + De + (I) + S = $u.s. 47165

COSTOS DE SERVICIOS (es): 0.007 (C,) = $u.s. 2 474

COSTOS DE MANTENIMIENTO (C,,,): 0.06 (C,) = $u.s. 21 208

CC'STO TOTAL DE MANO DE OBRA (Ctmo):

C,, = $u.s. 4 495 053

GASTOS DE CONVERSION DIRECTA (Gcd):

Cwo + C, + C, = $u.s. 4 518 735

COSTO DE MATERIA PRIMA (Cmp): $u.s. 51 941 O00

GASTOS DE CONVERSION TOTAL (Ga): G c d + Gci = $u.s. 4 565 900

COSTO NETO DE MANUFACTURA (C",,,): $u.s. 56 50f 900

COSTO DE EMPAQUE Y TRANSPORTE (Ca): $u.s. 2 597 100

COSTO TOTAL DE MANUFACTURA (Ctm): $u.s. 59 104 O00

COSTO TOTAL DE PRODUCCION (Ctp): $u.s. 64 384 369

--.__-___ XII.6. Retorno de inversión

UTILIDAD BRUTA (UB): Ventas - Ctp = $us. 1 615 630

UTILIDAD NETA (UN): 0.65 (UR) = $u.s. 1 050 160

TASA DE RETORNO PORCENTUAL DESPUES DE IMPUESTO (R): 100( Us )/Cf = 80 %

TIEMPO DE RECUPERACION DEL CAPITAL INVERTIDO (Trcj): Cf / Us = 1.25 años

La estimación de la trema ( Tasa de rendimiento minima atracctiva es): TREMA = Interés Bancario + % de seguridad

Inflación, Depreciación, etc., es aproximadamente del 1 1%

Bajo la consideración de que si R es mayor a la TREMA entmces el proyecto es factible TREMA = 46 %

económicamente: R (80 Yo) > T E M A (46 Yo)

por Io que el proyecto es rentable

95

XIII. APENDICES

APENDICE A.

Balance De Materia En El Proceso

DESTILADOR

FLASH No. I , No. 2, No. 3

UNION

REACTOR

97

Balances De Eneraia

REACTOR

TANQUE FLASH, TORRE DE DEC ILACION, UNION

Q = AH = C F, n H - C Fe n e H e

98

APENDICE B.

__-__ Diseño de equipo considerados como mayor y menor

DISENO DEL REACTOR

El reactor se diseño conforme al procedimiento descrito por J. M. Smith en Ingeniería de la cinética química. [ 1 O].

Las condiciones de operación del reactor de la planta son las siguientes: T = 380 "C = 716°F P = 1.5 atm

El peso molecular promedio de la mezcla es el siguiente: 76.334 kgkmol

El fiujo y composición de la mezcla que entra al reactor son especificadas a continuación: Flujo molar de la mezcla = 67.3585 kmoVhr

X N ~ 0.1676 X m 0.7979

XTIOFESO 0.005 Xms 0.0296 --

La diiüsividad efectiva del THT se reporta a continuación: 1.498 x 10 -5 m2/s

Densidad de la mezcla: 2.137 kg/m3

Viscosidad de la mezcla: 1.7 x 10 -5 kg/m s

Para el cálculo del coeficiente de transferencia de masa (Km) se utilizó un diametro de particula de 0.0039 m, con este tamaño de particula la difusión intragranular se puede despreciar, devido a que la transferencia del bulk a la particula es más lenta que la velocidad de reacción en la superficie : I

Para Nre > 10

99

I

donde, G = velocidad / área en tubo vacío dp = diámetro de la partícula = 0.0039 m d = diámetro del tubo = 0.5 m D = Difusividad de la mezcla AT = Area total = O. 196 m2 p = densidad de la mezcla p = viscisidad de la mezcla EB = fiacción de espacios vacios = 0.43

G = (flujo molar)(peso molecular promedio)/(área total) = 7.2699 kg/s m2

J D = 0.0519

K,,,h = 3.2224 x 10 m3 I s gcat

Cálculo de la velocidad intrinseca de reacción: Suponiendo una pseudoveiocidad de reacción de primer orden.

K = - (-") = 2.6404 x 10 -4 mol/ s gcat D

Como K,,, a,,, < K, la Velocidad de difusión del gas controla la velocidad total de reaccion (como se indico previamente). Por lo tanto:

Suponiendo un gas ideal:

(- rp) = K, a,,, (PTHT/RT)= 3.92 x 10 -'mol/ sgcat

Se realizó el calculo de la altura del reactor utilizando la siguiente expresión: que es válida para reactores isotérmicos de lecho fijo, calculandolo por secciónes devido a que la velocidad cambia, porque cambian el numero de moles.

1 O0

X O

o. 1 0.2 O. 3 0 .4 O. 5 0.6 0.7 0.8 0 .9

0.98

U

1.721 1.975 2.230 2.485 2.739 2.994 3.249 3.503 3.758 4.013 4.216

Pe 448.0 514.3 580.6 646.9 713.2 779.5 845.8 912.1 978.4 1044.7 1097.7

RP 1.06 9.54 8.48 1 0 - ~ 7.42 1 0 - ~

5.3 4.24 1 0 - ~ 3.18 r( 2.12 1 0 - ~

6.36 x l o - ’

1.06 x lo-’ 2.12 x

Az 0

11.0 14.0 17.5 22.6 29.4 39.1 54.4 82.0 146.1 309.3

La altura del reactor h es h = 3 m

El diámetio del reactor es D = 0.5 rn

101

,

DISENO DE LOS TANQUES DE SEPARACION TIPO FLASH

Para el diseño de los separadores vapor-líquido tipo flash utilizamos la metodología descrita por la revista Chemical Engineering de Mayo de 1984 [20). Que consiste en calcular el diámetro del tanque apartir de la velocidad terminal del gas que se calcula con las densidades tanto de la mezcla líquida como gaseosa.

La altura del tanque se obtiene calculando la altura de líquido dentro del tanque.

DISENO DEL TANQUE FLASH No.1

Las condiciones para que ocurra una separación gas- líquido en una etapa son:

T = 80 "C P = 1 atm

Las composiciones de las mezcla se dan a continuación

corriente 3 flujo (kmol/hr) 164.7943

xh.2 0.068 xH2 0.543 &4 0.048 &S 0.060

XTIOFEKO 0.274 XTHT O. 006

- -. ___ comente 4 corriente 9

118 615 46 1931 0.095 - o 755 - 0.067 - 0.083 -

- O 976 - O 024

LIQUIDO :

Densidad del líquido: = 24.394 lbm/ft3

VAPOR:

Peso molecular promedio: = 10.902 g/mol

Suponiendo un gas ideal y factor de compresibilidad (2) = 1

Flujo volumetrico de gas: I

102

I

nM p = - = 0.0235 Ibm/ft3

J’*

Velocidad terminal:

Maxima velocidad de ?as permitida:

u1 = 0.15 ut ua = 1.096 Ws

Area de sección requerida del separador:

AD = V g h AD = 30.749 ft2

Diámetro del tanque:

1

D = (22) ’ = 6.257 ft

Tiempo de residencia de (tr): 5 rnin.

Flujo volumétrico que entra ai tanque(Fv): = 7.805 ft3/min

Altura del nivel del liquido:

- 1.269 ft 6, t A*

1

Altura del tanque:

1 -

h = 16.905 ft (5.153 m)

DISENO DEL TANQUE FLASH No.2 Las condiciones para que ocurra una separación gas- líquido en una etapa son:

T = -10 “C P = 10 atm


corriente 4 corriente 5 comente 6 - _............... . .. .. . ~ ....... ~. ... , . ... . .. . - ... . .. ...._._.____ .. ..

flujo (kmol/hr) 118.615 17.792 100.823

0.7548 - 0.8880 0.0952 - o. 1120

xH2

xri2

x c 4 0.4440 XH2S - 0.5560

- -

___I^

LIQUIDO:

Densidad del líquido: = 45.3129 Ibm/A3

VAPOR:

Peso molecular promedio: = 4.9284 glmol

Suponiendo un gas ideal y factor de compresibilidad (Z) = 1

Flujo volumetrico de gas:

n R T Z P

=--- - 2.1356 A’ls ¿?

Velocid ad terminal: I

ur = K’[”‘i,’yJ] = 4.04 15 fils ur = K’[”‘i,’yJ] = 4.04 15 fils

Maxima velocidad de gas permitida:

ua = o. 15 ut

u. = 0.6062 Ws

Area de sección requerida del separador: AD = Vg/u, AD = 3.5228 ft2


1 /2 .=(?I =2.1179fl

Tiempo de residencia de (tr): 5 min

Flujo volumétrico que entra al tanque(Fv): = 1.0593 ft'/min

IlJtura del nivel del liquido:

6, t

A D L = r = 1.5035 ft

Altura del tanque: h = 1 1 fi (3.33 m)

105

I

DISENO DEL TANQUE FLASH No.3 Las condiciones para que ocurra una separación gas- líquido en una etapa son:

T = -10 "C P = 5 atm


- corriente ._ 5 . I..-___.__II_...I_...I._...-...._ corriente 7 comente _.._ ~ . 8

flujo (kmoVhr) 17.792 9.8924 7.8996

x c 4 O. 444 1 XH2S 0.556 1 -

-

LIQUIDO:

Densidad del líquido: = 38.19 Ibm/ft3

VAPOR:

Peso molecular promedio: = 44.6 g/mol

Suponiendo un gas ideal y factor de compresibilidad (Z) = 1

Flujo volumetrico de gas:

n R T Z P

J7,, =---- - 0.44 ft3/s

Velocidad terminal:

106

,

Maxima velocidad de gas permitida:

Ua=O.l5Ut u. = 0.30 Ws

Area de sección requerida del separador: AD = Vg/ua AD = 1.4 ftz


Tiempo de residencia de (tr): 5 min.

Flujo volumétnco que entra al tanque(Fv): = 0.77 ft3/min

Altura del nivel del líquido:

I 2 - '' lr - 2.74 ft A D

Altura del tanque: h = 11 ft (3.35 m)

107

I

DISENO DE LA TORRE DE DESTILACION

El diseño de la torre de destilación se realizó conforme al procedimiento descrito por Henley y Seader en Separación por etapas de equilibrio [27] y por Treybal en transferencia de masa [20]

Las condiciones de operación de la torre son las siguientes: T = 8 5 " C P = I atm

Pesos moleculares promedio de la mezcla líquida y de vapor son las siguientes: M, = 84.1 Mi = 84.15

Las densidades de la mezcla : po = 2.863 kg/m3 pi = 1027.5 kg/m3

Flujo: Q(,as) = 0.3654 m3/s q (líquido) = 1 .O5 1 x 10 -' m'/s

De la relación:

O. 1 2 0.054 Como la relación anterior es menor a 0.1, los factores de espaciamiento se calculan

mediante la siguiente relación, tomando un espaciamiento (t) de O. 15 m entre los platos' los factores de espaciamiento son:

a = 0.0744 (t) + 0.01 173 = 0.0229 B = 0.0304 (t) + 0.015 = 0.0196

La constante de espaciamiento se calcula mediante:

1

108

Velocidad de inundación:

/ \ o s

= 0.922 m I s P 1.-P

Empleando el 80 'KO de la velocidad de inundación V= 0.8 VF = 0.738

El área neta = Q N = 0.495 m2 Díametro de la torre: 0.8 m La altura de la torre: 6 m

109

DISENO DE COMPRESOR No.1

Comp. %moles M Aport. CP Aport. Pc(atrn) Aport. Tc(K) Aport.

N2 17 28 4.76 6.803 1.156 33.5 5.695 125.9 21.403 THT 80 88 70.4 21.85 17.48 54.5 43.60 632.0 505.60 H2S 3 34 1.02 8.291 0.249 88.9 2.667 373.4 2.6670

cVmolK) i ..___I_._..I_. ~ .-._I__._...._...__..__I______ ~ ...... ~ ~

Condiciones: PS = 1 atm Ts = 30 "C = 86 'T

= K = 1.117 c, c,.

P, = P/Pc =0.019

T, = T/Tc = 0.572

Z,(tablas) = 0.925

Relación de compresión:

rc = Pdp, = 2

Temperatura de descarga:

1K-l )

Td = T, r c K = 80 OC = 176oF T,d = 0.667 zd 0.94

Eficiencia adiabática del compresor:

( K - l I

= r c K - I= 0.075 (7.5 %)

110

I

Carga adiabática del compresor:

f

Flujo másico:

W = n M = 185.6 Ib min

Caballaje:

= 553.838 Hp - Hod

(Hp)ad - 33000 v d d

Volumen másico promedio de succión:

Flujo volumétrko (Q): 15.052 ft’/s

Velocidad especifica:

Ns= ____ a = 27.73 1, donde N = 5695 rpm H !4

Diámetro especifico:

= 2, donde D = 0.84 ft

El compresor rotatorio de impulsor cerrado sencillo para cargas menores a 12000 (ftlb)/lb.

Eficiencia (q): 40 YO

Carcasa No. 1

111

DISENO DE COMPRESOR No. 2

El diseño de los compresores se realizó conforme a el procedimiento descrito por Greene en Compresores [IS]

N2 9.52 28 2.67 0.853 0.65 33.5 3.19 125.9 11.99 H2 S 8.34 34 2.84 8.471 0.71 88.4 7.41 373.4 31.14

C4 6.66 58 3.86 27.158 1.81 40.72 2.71 419.0 27.95

I. total 1 O0 ---- 10.88 8.38 23.12 96.14

Condiciones: PS = 1 atm Ts=8O0C= 176°F

P, = P P c 4 . 0 4 3

T, = T/Tc = 3.17

Zs(tablas) = 1

Relación de compresión:

rc = Pd/Ps = 10

Temperatura de descarga:

112

I

Eficiencia adiabática del compresor:

(E:!! 17'd = rc - 1= 0.72 (72 %)

Carga adiabática del compresor:

Zs+Zd 1545 H ad ( = - - - )( M)T's! (::I) 1 - 2 . 7 7 ~ i05(ftíb)Ab

Flujo másico:

W = n M = 47.32 ib min

Caballaje:

Volumen másico promedio de succión:

Flujo volumétrico (Q): 33.83 ft'/s

Velocidad especifica:

N JQ Ns = = 2.74, donde N = 5695 rpm H 4

Diámetro especifico:

= 4, donde D = 1.01 ft I

Compresor tipo piston Eficiencia (q): 70 % Carcasa No. 1

113

I

DISENO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR NO. 1

Condiciones: Calentamiento de 80 "C a 138 "C Flujo de alimentación: 67.3587 kmoVhr Velocidad: 32.503 1 Ws No. de tubos: 23 de 1 '/2 cédula 40 Flujo en cada tubo: 3 .O03 kmoVhr

Resistencia del tubo interno

diámetro interno: O. 1342 A

temperatura global promedio: 109 "C = 228 "F

densidad: 4.87 kg/m' = 0.3040 Ibm/f13 capacidad calonfica. 0.2927 B td lbm F viscosidad: 0.014 cp

No. de Reynold : 1.409 x 10 No. de Prandit : O. 1 166

O 8 0 3

Nh = 100.6Btukrfl 0.023 K N,, D

h, =

Area asociada (Ai): 0.42 1 fI2M

Ri = 1/ hi Ai = 2 . 3 6 1 ~ 10 -*

Resistencia del tubo externa:

El flujo en el tubo exteno del intercambiador de calor es altamente turbulento, io que nos permite despreciar la resistencia externa de calor.

Resistencia de la pared:

Espesor de la pared del tubo: 7.25 x 10 -2 ft

Diámetro externo: O. 1583 A I

Conductividad térmica del acero: 26 Btu/hr f12( F/ft)

114

Al ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 ft Area media de pared: 0.4592 ft2/fi

R, E-- ’ - 6.072 x 10 -3 hr ft F f Btu K A m

Resistencia total a la transferencia de calor:

C R = Ri + Ro + Rp = 2.968 x 10 -*

Media logaritmica de la fuerza impulsora:

Flujo másico por cada tubo (WA): 5.044 x 10 * Ibmk

q = WACp AT = 1.2726 x 10 Btu/hr

- - - (’ = 3.198 x 10 Btu/hrft f t c R

La longitud total del intercambiador es: 3.979 ft = 1.21 m

I

I

I

115

DISENO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR No, 2

, Condiciones: 1 Calentamiento de 138 "C a 304°C

Flujo de alimentación: 67.3587 kmolhr Velocidad: 44.033 Ws No. de tubos: 23 de 1 Y2 cédula 40 Flujo en cada tubo: 3.003 kmoVhr


diámetro interno: O. 1342 ft


densidad: 3.76 kg/m3 = 0.236 lbm/ft3 capacidad calorífica: 0.354 B td Ibm F viscosidad: 0.0141 cp

No. de Reynold : 1.405 x 10 No. de Prandlt : O. 142 1

*

O 8 0 3 0.023 K N,, N, h, = = 106.5 D

Area asociada (Ai): 0.42 1 ft2/ft

Ri = 1/ hi Ai = 2.2305 x 10 -2


El flujo en el tubo exteno del intercambiador de calor es altamente turbulento, lo que nos permite despreciar la resistencia externa de calor.


Espesor de la pared del tubo: 7.25 x 10 -* ft

Diámetro externo: O. 1583 ft

Conductividad térmica del acero: 26 Btu/hr f12( F/ft)

Ai ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 A Area media de pared: 0.4592 A*/fI

R, =-- A x - 6 . 0 7 2 ~ 1 0 ” h r f t F I B t u KA,

Resistencia total a la transferenci;! .le calor:


Ln 2 A L

Flujo másico por cada tubo (\ A): 5.043 x 1 O lbm/hr

q = WACp AT = 5.334 x 10 4 B t ~

- 4 - -(A ‘),,,I = 1.25 x 1O4Btu/hrA fr C R

La longitud total del intercambiador es: 4.267 A = 1.3 m

117

I

DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR NO. 3

Condiciones: Calentamiento de 304 "C a 380°C Flujo de alimentación: 67.3587 k m o h Velocidad: 52.327 ft/s No. de tubos: 23 de 1 5'2 cédula 40 Flujo en cada tubo: 3 kmoVhr



temperatura global promedio: 342 "C = 648 5;

densidad: 3.025 kg/m3 = O. 1887 Ibm/A3 capacidad calorífica: 0.4199 Btu/ Ibm F viscosidad: 0.033 cp

No No

de Reynold : 5.975 x 10 de Prandlt : 0.3946

O 8 O 3

NR =73Btu/hrftF 0.023 K N,,

D h, =

Area asociada (Ai): 0.42 1 A2/A

Ri = 1/ hi Ai = 3 . 2 5 ~ 10 - 2





Diámetro externb: O. 1583 A

,- L Conductividad térniica del acero: 26 Btu/hr ft2( F/ft)

118

I

Al ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 fi Area media de pared: 0.4592 fi21fi

R, =-- A ,Y - 6.072 x 10 -3 hr A F I Btu K A m


C R = R i + R o + R p = 3 . 8 6 ~ 10


Lri --L A &

Flujo másico por cada tubo (WA): 5.03 x 10 lbmrhr

q = WACp AT = 2.89 x 10 ' B t u h I

La longitud total del intercambiador es: 24.29 fi = 7.41 m

Con una corriente externa de calentamiento con difedos con un flujo masico de 6847.37 kg/hr a una temperatura de entrada de 390 "C y de salida a 360 "C. Calentada por el calor que sale del reactor y finalmente por calentamiento a fuego directo.

I I

119

DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR No. 4

Condiciones: Enfriamiento de 138 "C a 80 "C Flujo de alimentación: 164.794 kmoí/hr Velocidad: 159.04 1 ft/s No. de tubos: 22 de 1 ?4 cédula 40 Flujo en cada tubo: 7.348 kmofir



temperatura global promedio: 109 "C = 228 O F

densidad: 1,0012 kg/m3 = 0.063 Ibdft' capacidad calorífica: 0.402 B td lbm F viscosidad: 0.012 cp

No. de Reynold : 1.667 x 10 ' No. de Prandlt : O. 137

O 8 0 3

NR = 120.77BtuíhrftF 0.023 K N,,

D h, =

Area asociada (Ai): 0.42 1 ft2/ft

Ri = 1/ hi Ai = 1.966 x 10 -' Resistencia del tubo externa:





Conductividad térmica del acero: 26 Btuhr ft2( F/ft)

120

Al ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 A Area media de pared: 0.4592 A2/A

R, =-- A A' - 6.072 x 10 -3 hr ft F / Btu K A m


C R = Ri + Ro + Rp = 2.574 x 1 O -' Media logaritmica de la fiierza impulsora:

A I;

Flujo másico por cada tubo (WA): 5.07 x 10 * lbm/hr


La longitud total del intercambiador es: 20.41 A = 6.22 m

Se enfria con una corriente de agua de flujo masico 14024 kg/hr que entra a una temperatura de 30 "C y sale a 45 "C.

121

I

DISENO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR No. 5

Condiciones: Enfriamiento de 90 "C a 30 "C Flujo de alimentación: 118.615 k m o k Velocidad: 8.1535 ft/s No. de tubos: 27 de 1 !h cédula 40 Flujo en cada tubo: 4.387 k m o b




densidad: 4.039 kg/m3 = 0.253 1 Ibm/ft' capacidad calonfica: 0.8493 Btd lbm F viscosidad. 0.0 14 cp

No. de Reynold : 1.432 x 10 ' No. de Prandlt : O. 73 19

0 8 o 3 Nh = 81.775 Btu/hr ft F

0.023 K N,, D

h, =

Area asociada (Ai): 0.421 ft2/ft

Ri = 1/ hi Ai = 2.9 x 10 - 2






Conductividad térmica del acero: 26 Btu/hr fi2( F/fi)

122

AI ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 ft Area media de pared: 0.4592 ft*/fi

R, =-- A - 6.072 x 10 -3 hr ft F / Btu K A m


C R=Ri + Ro + Rp = 3.562 x


Flujo másico por cada tubo (WA): 1.049 x 10 Ibm/hr

q = WACp AT = 9.622 x 10 Btufhr

- - - 'Id = 2.79 x 10 Btu/hr ft j i C R

La longitud total del intercambiador es: 3.439 ft = 1 .O5 m

Con un flujo de enfriamiento de agua de 18104 kgíhr entrando a una temperatura de 30 "C y saliendo a 45 "C.

I Ambos flujos de agua son enfriados por medio de una torre de enfinamiento.

I

1

1

I

I

I

I

I

I

I

DISENO DEL INTERCAMRLADOR DE CALOR No. 6

Condiciones: Enfriamiento de 30 "C a 3 . 7 "C Flujo de alimentación. 118.61 5 kmolh Velocidad: 8.481 ft/s No. de tubos: 23 de 1 '/z cédula 40 Flujo en cada tubo: 5.288 k m o k




densidad: 4.682 kg/m3 = 0.293 Ibm/A3 capacidad calorífica: 0.833 Btu/ Ibm F viscosidad: 0.01 1 cp

No. de Reynold : 4.511 x 10 No. de Prandlt : 0.564

O 8 0 3

NR =30Btu/hrftF 0.023 K N,,

D h =-

Area asociada (Ai): 0.421 A2/A

Ri = 1/ hi Ai = 7.97 x 10 - *




Espesor de la pared del tubo: 7.25 x 10 -2 A I

Diámetro externo: O. 1583 A

Conductividad térmica del acero: 26 Btu/hr A*( F/ft)

~

I

I

I

1

I

I

I

I

I

I

I

I

I

I

I

1

g c

-1

Al ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 ft Area media de pared: 0.4592 ft2/ft

R, =-- A x - 6 . 0 7 2 ~ 10-3hrf tF /Btu K A m


C R = Ri + Ro + Rp = 8.524 x 10 -2

Media logaritmica de la herza impulsora:

Flujo másico por cada tubo (WA): 1.265 x 10 * lbm/hr


La longitud total del intercambiador es: 9.827 ft = 3 m

Enfnado por medio de etilenglicol que pasa previamente por un ciclo mecanico de enfriamiento similar ai de carnot llamado de valvula. El flujo de etilenglicol es de 3754.78 kg/hr y entraa-11.1 "Cysalea5.1 "C.

125

DISER0 DEL INTERCAMBLADOR DE CALOR NO. 7

Condiciones: Enfriamiento de 3.7 "C a -10°C Flujo de alimentación: 118.615 kmol .ir

Velocidad: 8.481 ft/s No. de tubos: 23 de 1 '/z cédula 40 Flujo en cada tubo: 5.288 kmoVhr



temperatura global promedio: -3.33 "C = 26 T

densidad: 4.686 kg/m3 = 0.293 Ibm/A3 capacidad calorífica: 0.833 Btu/ Ibm F viscosidad: 0.01 1 cp

No de Reynold : 4.51 1 x 10 No. de Prandlt : 0.564

Area asociada (Ai): 0.421 ft2/ft

Ri= l / h i A i = 7 . 9 1 7 x


EI flujo en el tubo exteno del intercambiador de calor es altamente turbulento, io que nos permite despreciar la resistencia externa de calor.


Espesor de la pared del tubo: 7.25 x 10 -' ft Diámetro externo: O. 1583 A I

Conductividad térmica del acero: 26 B t u h fi2( F/fi)

126

1

I

I

I

I

I

I

I

I

I

I

I

I

R

I

I

1

a

Al ser el espesor del tubo delgado se justifica el utilizar la media aritmética. Media aritmética: O. 1462 ft Area media de pared: 0.4592 ft2/ft

R, E-- A x - 6 . 0 7 2 ~ 10-3hrf tF /Btu K A m

Resisrc ,cia total a la transferencia de calor:

C R = Ri + Ro + Rp = 8.524 x 1 O ' Media logaritmica de la fuerza impulsora:

Ln --I A ?

Flujl> másico por cada tubo (WA): 1.265 x 10 * lbm/hr


La longitud total del intercambiador es: 9.837 ft = 3 m

127

1 I I I I I I I I I I I I I I I I 1 I

DISENO DE L A BOMBA No.1

Díameti.:, 1 '/2 cédula 40 Díametr 3 interior: O. 1342 A = 0.04 1 m Flujo rnl:lnr: 48.866 kmoVhr Mpromdio : 84.088 kg/kmoi

Ai = 1.3 I38 x 10 -3 m

Velocidid promedio del líquido (V) 2.2566 m/s = 7.40 ft/s

Nre = 57'2

Coeficit. ite de ficción (9 . 64Mre = O . 1 1 19

Longitw,! total (L): 99.89 A

= 0.01414 ft2

Válvula de compuerta a '/z , 2 codos convencionales de 90"

Fuerza ratal:

Energía lotencia1

G -W' = -:Z-- + C F = 19.79 ft Ibflb, = 0.0904 Hp Gc

Eficienca de la bomba (q): 60 YO 3 -W'f = O . 15 1 Hp

I

128

DISENO DE LA BOMBA No.2

Díametro 1 ‘/z cédula 40 Díametro interior: 0.03 ft = 0.00925 m Flujo molar: C. 963 1 kmoühr Mpromedio : 86.60 kgkmol

Ai = 6.717 l o - ’ rn2 = 6.24 x 10 - 6 f12

Velocidad promedio del líquido (V): 0.336 m/s = 1.10 fVs

Nre = 51.37

Coeficiente de ficción (f) : 64Mre = 1.246

Longitud total (L): 145.888 ft

T convencional, 9 codos convencionales de 90”

Fuerza total:

Energía potencial

G -W; = A Z - + ~ F = 1 3 . 7 9 f t I b f / l b m = 1 . 3 x Hp GC

Eficiencia de la bomba (q): 60 % 3 -W’f = 2.13 x 10 -3 Hp

129

I ' I I 1 I I I 1 I I I I I I I I I I I

APENDICE. C

Para determinar la velocidad de reacción se obtuvo una ecuación que contubiese los

parametros que se encontraron directamente de la experimentación.

Como se obtiene del balance de materia la ecuación básica de la velocidad de reacción es:

d X A

dm rp = FAO- .........................................................

Como sabemos en un reactor diferencial la conversión es pequeña, de tal forma que se

puede aproximar a un diferencial de conversión. Lo mismo ocurre con la masa de catalizador,

obteniendose las igualdades: ................................... .......................... d x A = x.4. (2)

& = m . . (3)

FAO = YAFTOTO (4)

FTOT~ = QCTOT (5)

........... .................................

Los flujos molares estan relacionados Con la fiacción mol de la siguiel y-! t .c manera:

..... ..................................................

y el flujo total se puede expresar como:

........... ........................................

donde, la concentración total se puede expresar a partir de la ecuación de los gases ideales con la

siguiente formula:

PT ............................................................... CTOT = -. (6) RT

tambien, al considerar gas ideal tenemos que la fiacción mol se puede calcular de la presión de

vapor del componente A como:

........................................ .................. (7) Po YA = 2 PT

A partir de las ecuaciónes 5 y 6 se obtiene el Flujo molar total:

(8) .........................................................

Ai substituir la ecuación 8 y 7en la 4 se obtiene el flujo molar de el componente A:

........... .......... (9)

Finalmente se substituye 2, 3 y 9 en 1 con lo que se obtienene la velocidad de reacción,

como se requiere:

(10) .. . . ................................................. .....

donde: Q = flujo volumetrko.

XA = conversión del componente A.

m = masa de catalizador utilizada.

R = constante de los gases ideales.

T = temperatura de reacción.

PoA= presión de vapor del componente A

131

I I 1

I I 1 I I P I I 1 1

XIV.BIBLIOGRAFIA

172

XIV. B IBLIOGRAFI A I 1 I I I I I 1 I I I I I I I

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Documents

c148.206.53.84/tesiuami/UAM5562.pdf · especial de la alquilación , ... Polimerización y resinificación. El tiofeno es fácilmente polimerizado por el ácido sulfiirico,