Pag148.206.53.84/tesiuami/UAM7796.pdf · clorhidrinacicn, alquilación, polimerización, oxidación, reacción OXO, etc. , ... Calor y la electricidad, especialmente cuando está

Pag . 1. - RESUMÉN Y CONCLUSIONES 1

1.1. El producto 1.1.1. Usos principales 1.1.2. Consumidores principales 1.1.3. Volumen actual y potencial

del mercado en pesos y unidades.

1.2. El proceso 1.2.1. Materias primas y subproductos. 1.2.2. Reacciones importantes.

/' -2.2.3. Capacidad a instalar, monto de la inversión, inversión fija y capital de trabajo.

2.2.4. Obreros, empleados y técnicos necesarios.

1-.2.5. Costo de producción (Capacidad minima,media,máxima)

1.2.6. Ganancia por afio (Capacidad minima,media,máxima)

1.2.7. Recomendaciones

1 1 1 2

3 3

10 12

13

14

14

15

2.- EL PRODUCTO Y SUS CARACTERISTICAS 16

2.1. Propiedades Físicas y Químicas 16 2.2. Proceso de Obtención del Producto 17

2.2.1. Examen comparativo y selección 22 2.3. Diagrama de Flujo General del Proceso 24

Seleccionado

3.- EL ESTUDIO DE MERCADO 2 5

3.1. Antecedentes y proyecciones 25 3.2. Usos y usuarios 27 3.3. Sustitutos y sucedáneos 27 3.4. Capacidad de planta y ubicación 28

4.- LOS TRABAJOS DE INVESTIGACION

4.1. Catalizador. 4.2. Equipo experimental.

4.2.1. Las Bases de Diseño 4.2.2. Corridas Típicas

32

32 36 39 41

5 . - RESULTADOS DEL DISEÑO 50

5.1. Detalle del diagrama de f l u j o del 50

~ ' 5 . 2 . Características del equipo de 52 proceso

proceso

5.7.'. Características del equipo auxiliar 67 5.4. Diseño de equipo. 74

6. - PERSONAL NECESARIO 76

76 6/i. Número, posición, sueldo anual

7 . - INVERSION TOTAL

7.1. Inversión fija .7.2. Capital de trabajo 7.3. Balances Perforrna 7.4. Ganancia anual o tasa de retorno

8 . - BIBLIOGRAFIA

APENDICES

77

77 79 81 84

85

87

1

-_”- - 1

RESUMEN Y CONCLUSION

1. RESUMEN Y CONCLUSIONES

1.1. usos PRINCIPALES DEL PRODUCTO.

La acroleína se ha empleado como señal de alarma en sistemas de refrigeración, en virtud de que a concentraciones muy débiles, por ejemplo, de una parte de acroleína por millón de partes de aire, producen notable irritación en los ojos y la nariz en dos o tres minutos y causan un dolor casi intolerable en cinco minutos. Se ha aplicado como agente lacrimógeno en la guerra. Se ha usado también para desnaturalizar alcohol, como intermediario en la síntesis de materias colorantes y como desinfectante de aguas de abastecimiento y de aguas cloacales.

Probablemente tenga aplicación en la industria de plásticos, pues se han concedido varias patentes que amparan productos de condensación en los que se usa acroleína como materia prima.

Por ejemplo: con tiurea y acroleína se obtienen productos de condensación transparentes. La acroleina con fenoles en presencia de 1% de hidróxido de sodio como catalizador, se obtiene un producto resiniso, duro, insoluble y mal conductor de la electricidad.

La acroleína se ha empleado como materia prima para numerosos compuestos, tal como la metionina, escencial en la dieta de animales jóvenes (animales de granja), para su desarrollo normal.

Otras síntesis tambi4n importantes son:

- Síntesis de aminoácidos, lisina, etc. - Síntesis de ácido acrílico. - Sí-ntesis del alcohol alílico, de la. glicerina y del

- Síntesis de la piridina y de la R-picolina. - Síntesis del glutaraldehído. - Modificación de féculas alimenticias.

glicerol.

1.1.2. CONSUMIDORES PRINCIPALES.

Del trabajo de investigación que se realizó a través de la SECOFI se encontrarón como consumidores de acroleina para el año 1990 las siguientes patentes:

1

RESUMEN Y CONCLUSION

CELANESE MEXICANA S.A. (‘CME440805) AV. Revolución (Baker y Tlaopacan) 1425. T l a c o p a n , ~ l ~ ~ ~ ~ Obregón.México, D.F.

GIVAUDAN DE MEXICO S.A.de C.V.(GME730330) Eje norte sur entre ENS y 37 E CNAC,Jiutepec,Morelos.

NICHIMEN DE MEXICO S.A. de C.V.(NME751220) Reforma Piso 5-00300. Juárez ,Ed0 de México.

SINTEX S.A. de C.V.(SYN870112) Carretera Méx-Toluca 02822.Lomas de Bezares.Cuajimalpa D.F.

que utilizan este producto como materia prima para otras síntesis.

1 . 1 . 3 . VOLUMEN ACTUAL Y POTENCIAL DEL MERCADO . EN PESOS Y UNIDADES.

Los siguientes datos corresponden a la importación de Acroleína en el periodo 1980-1990 proporcionados por el centro de información INFOTEC

TABLA 1

AÑ0 VOLUMEN (Kgs.) Valor (Dolares)

1980 1981 1982 1983 1984 1985 1986 1987 1988

1382 3033 2299

16960 2149 1 5 4 2 2033

38829

83924

54127 93335 38829 32239 60442 39910 20729 45430 45491 1 1989 3654 71774

D A T O S DE IHPORTACION DE ACROLEINA ( 1 9 8 0 - 1 9 8 9 )

2

1 .2 . EL PROCESO

1.2.1. Materias Primas y Subproductos Las materias primas que se utilizan para la producción

de acroleína son: el propileno y el aire, se consiguen con facilidad en el mercado nacional. Al ser el propileno un derivado del petróleo se asegura con facilidad su producción a nivel nacional, puesto que este ha sido desde hace muchos años uno de los pilares de la economía del pais.A continuación se reportan los principales productores nacionales del propileno, así como también la capacidad y consumo a nivei nacional.

TABLA 2 ARO

D. F. - A z c a p o z

281,276 256,826 231,713 206,705 208,108 190,718 TOTAL

1988 1987 1986 1985 1984 1983

27,932 17,718 24,222 15,717- 19,740 C D . n a d e Tamau l. r o 27,775 33,921 43,775 25,765 29,265 32,604 C a n g r e J

14,711 11,001 13,724 17,667 12,000 17,224 V e r a c r u Pa J a r l t

V e r a c r u n a n a t I t V e r a c r u P o z a R l V e r a c r u S a l I n a C r u z 27,817 34,409 - 35,503 54,286 54,330 O a x o c a Tul a

H l d a l g o C o d e r e y t a . V e r a c r u n a t a P . V e r a c r u R e y n o s a Tamau l .

T o t a n a c Tamau 1. Esto 1 I m V e r a c r u Sa 1 aman

- - - - 5,051 -

32,748 - 18,872 21,642 20,620 18,833

c a . 8,515 - - - - 9,215

24,748 - 23,901 43,580

35,028 25,965 27,084 12,574 16,361 19,300

51,465 42,962

- - 14,973 - - -

- - - - - 32,192

- - 26,334 -

1 1 -

- -

3,628 - 4,457

20,426 32,496 40,544 50,265 53,341 32,622

D A T O S O B T E N I D O S D E B A N C O ~ E X T

EL PROCESO

En lo que respecta al oxígeno se va ha explotar la materia prima directamente del aire atmosférico.

Los subproductos que se obtienen son : Hz0 y COZ. A continuación se dán las propiedeades físicas y químicas de 10s reactivos y subproductos que intervienen en las reacciones de oxidación.

Propiedades Físicas y Químicas de 10s Reactivos: Propileno y aire (oxígeno).

Propi leno El propileno (propeno, CHz = CHCH3) es un gas incoloro e

inflamable, de olor agradable. Se utiliza mucho para para síntesis organicas industriales y tiene las propiedades siguientes:

P. f. (OC) -185 P.eb. (oC) - 47.7 Densidad ( - 4 7 . 4 ) O . 6095 Densidad (25 ,24) 0.513 Viscosidad (-1850C) 15 Viscosidad (-ll00C) 0.44 Temperatura crítica 91.4 - 92.3 Calor de fusión (Cal/gr) 16.7 Calor de vaporización a -47.70c (Cal/gr) 104.62 Calor de formación a 250C, (Cal/g) 4.879 Energía libre de formación a 2 5 0 ~ (Cal/mol) 14.990 Capacidad Calorífica (Cp) a 2 50C (Cal/mol OK) 15.27 Límites de inflamabilidad en el aire, vol.%:

Superior 11.1 Inferior 2.0

Temperatura de la llama en el aire a l80C:

Supuesta combustión completa 2,200.0 Real 1,935.0

Solubilidad (m1 gas/100mi disolv.) a 200C, P=laltm en:

Agua 44.6 Alcohol etílico 1250. O Acido Acético 524.

-

EL PROCESO

El dob.2 enlace del propileno es un lugar de insaturación, y por tanto, de actividad química. Así el propileno rrszciona por adición para obtener alcanos y sus derivad',s.

Hasta la fecha, la mayor parte del propileno se obtiene Por recuPeraci5n de los gases que salen del craqueo, en los que siempre &stá presente; es mayor la proporción del Propileno al Eropano,mientras más alta sea la temperatura de CraVeo. El pl3pileno es la olefina más asequible y puede ser separada de l o s gases efluentes sin necesidad de refrigeración a baja temperatura. Se puede obtener propileno Por deshidrogonación del propano usando catalizadores del tipo alúimina con óxido crómico. La simple pirólisis térmica del Propano es siempre factible, porque la desmetanización se verifica a mayor rapidez que la deshidrogenación.

Es pOSit,le realizar un sin fin de reacciones con el propileno tales como : hidratación, halogenación, clorhidrinacicn, alquilación, polimerización, oxidación, reacción OXO, etc. , para obtener productos tales como el alcohol isopropilico, el cumeno, polimeros de propileno, acroleins, aldehídos butíricos, etc.

Aire:

El aire cuyo peso molecular es 28.97g/molf es un fluido transparente, inodoro, insípido y elástico, mal conductor del Calor y la electricidad, especialmente cuando está ionizado. El aire está c:ompuesto básicamente por:

Nitrógeno Oxígeno Argón Dióxido de C;rrbono Neón He1 io Metano Kriptón Oxido nitroso Hidrógeno Xenón

5

% en volumen = % mol 78.084 20.9476 0.934 0.0314 0.001818 O . 000524 o. 0002 O . 00014 O . 00005 O . 00005 O . 0000087

e

EL PROCESO

Desempeña un papel muy importante en la naturaleza; es indispensable para la vida de todos 10s seres, permite la combustión y la respiración; es el vehículo del sonido. Lo utiliza la industria tanto como fuerza motriz, en multitud de circunstancias, como en materia prima para muchas reacciones, tal como la oxidación parcial del propileno para la obtención de la acroleína.

Propiedades Físicas y Químicas de l o s Subproductos: Agua y Coz.

Agua :

El, agua es un cuerpo líquido, transparente, incoloro, inodoro e insípido en estado de pureza, compuesto de un volumen de oxígeno y dos de hidrógeno. Sus propiedades físicas son:

P. f. (OC) P.eb. (oC) Densidad del hielo(0oC) Densidad del agua a(4oC) Temperatura crítica(oC) Presión crítica (atm) Calor de fusión (Cal/gr) Calor de vaporización (Cal/gr)

O 100

O . 92g/cm3 l. OOg/cm3

3 7 4 2 17

80 540

Sus propiedades químicas son de dos tipos:

a) Inorgánicas, de las cuales se dan a continuación algunos ejemplos tales como:

1. - Oxido + H z 0 "-+ Hidróxido (CaO + Hz0 "+ Ca (OH) 2 )

2 . - Anhidrído + H z 0 - Acido (S02 + H20 + HzSOJ)

3 . - Metales alcalinos + Agua .-) Hidróxido + ~2 (2K +2H20 + 2KOH + Hz)

Con el Carbono 4 . - C + H20 A CO + H2

Hidrólisis 5. -CINH4 + Hz0 CIH + NHIOH

i 6

.- ”

EL PROCESO

b) Orgánicas, tal como:

Saponificación 6 . - COOCH3 + Hz0 A CH3COOH + CH30H

Bióxido de carbono:

El bióxido de carbono se puede preparar por la oxidación total de cualquier compuesto orgánico; por calentamiento de algunos carbonatos, por la acción de un ácido sobre un carbonato; por fermentación de la glucosa; por reducción de los óxidos metálicos con CO; y agregando agua a el bicarbonato de sodio:

l. - CHI + 202 ”” ”+ 2H20 + COZ 2. - C6Hi206 (Fermentación)- 2CzHsOH + 2C02

Es un gas incoloro, inodoro e insípido, es moderadamente soluble en agua; lOOg de Hz0 de COZ a 25 oC.

P.M(g/mol) P . f . (oC y 5.2 atm) Sub1 ima a (OK) Sublima a (oC y lOlKPa o latm) Punto triple (oC y 518KPa o 75.1 Psia) Temperatura crítica(0K) Presión crítica (atm) Volumen crítico (cm3/mol- g ) Calor de fusión (KCal/mol- g) Calor de formación (KJ/mol) a 251C Peso especifico (aire) Densidad del gas (a OqC y latm) Densidad del líq. (a 251C y latm) en g/1

disuelven 0.154g

44.01 217.5 195 - 7 8 ..5 -56.5 304.2 72.9 94 1.99

1.53 1.976

393.6

914

El COZ no es flamable ni mantiene la combustión, es muy estable pero se puede descomponenr a 20000C o más y reacciona hasta cierto punto con agua para formar ácido carbónico. En presencia de luz solar y de un catalizador (clorofila) , se combina con el agua para formar almidón o celulosa.

7

EL PROCESO

Se usa como agente refrigerante y de congelamiento de helados, carnes y otros alimentos; es importante como material extintor de incendios; en síntesis químicas en estado gaseoso tal como para la fabricación de ácido salicílico, en industrias de bebidas, etc. La concetración máxima permisible es de 5000 ppm. en aire.

8

EL PROCfSQ

Desafortunadamente no se pudo encontrar en la literatura las propiedades que presentan estas catalizadores, debido a ésto se mencionaran propiedades que presentan como elementos puros.

Vanadio:

Debido a la gran afinidad del vanadio para el oxígeno, el carbono y el nitrógeno, es extremadamente difícil producir este metal en estado de pureza. Por esta razón no hace mucho que las constantes físicas han sido determinadas con alguna precisión y todavía pueden estar sujetas a modificación.

P. f. (OC) P. eb. (0C) Dens idad Calor específico de 20 a 7200C (Cal/mol 0K) Conductividad térmica a l000C Cal/seg. c m (@C/cm) Resistencia eléctrica a 200C (microohmios-cm) Dureza del metal reconocido (Rokwell B.)

170 f 25

6.11 3000. O

9.7 f 0.3E-6

0.074

24.80

76.0

' El vanadio de alta pureza es muy estable, es de notable resistencia a los ácidos no oxidantes, al agua de mar, etc. Este se oxida con los ácidos a más de 6750C. También se combina con el nitrógeno y el carbono para formar nitruros y carburos.

El vanadio es un componente de los granitos y otras rocas tanto ígneas como sedimentarias. Se halla distribuido en toda la litósfera, es un elemento que generalmente se encuentra en minerales de hierro y de titanio, en la bauxita Y en la fosforita; se presenta en las minas de hierro gue se encuentran en: Escandinavia, Francia, India, Japón, Chile, Cánada y E.U.

Su amplia distribución puede ser una de l a s razones de la importancia que el vanadio tiene en biología. Se halla en la sangre de las holoturias, las ascidias Y otros Seres acuáticos.

9

i

EL PROCESO

Titanio:

El titar es un elerc '

periódico y se

Otras p' fusión, la ba;-. dilatación de;

Para la plantas de comercialmento satisfactorias

, Ti, peso atómico 47 .9 , número atomico 22, ,, metálico del grupo cuatro del sistema ,, ~lentra extendido en la corteza terrestre.

;edades importantes son: alto punto de ,,nductividad térmica, el bajo coeficiente de jlil y de sus aleaciones.

, 'istencia a la corrosión en equipo de las ,r~,ductos químicos, el metal titanio

puro tiene propiedades mecánicas

, , I e , todo el titanio producido en la Esencia3 ' + ' I I ae del tetracloruro de titanio, el cual se

actualidad se ' : Irración al rojo de los minerales de óxido de obtiene por 1s. ' . con carbbn. El hecho de que el tetracloruro titanio mezc1+", : I I líquido que hierve a 136 C, permite la de titanio e7 i~t?stilación fraccionada. purificación P',

es usada como catalizador, ya sea como un tita: 4 j como un Soporte inerte. La oxidación

agente activ+ I 1 leno a anhidrido ftálico usando una mezcla catalítica de ', ,lllo catalizador sobre un soporte inerte es un de Ti02 y V205 ' 1 bien establecido. proceso comerc'

se usa COmO un sensor de oxigeno para

monitorear el !r;,,, desde el detector controla la razón retroalimenta'' dando un bajo nivel de contaminación. aire-combust it) 4

' i

La titnr. ;.nrrollo de la máquina de los automóviles.

/ $

. I ,sas reacciones de han estudiado, en las Otras rl'"'. r l i d es usada como un catalizador. Estas

cuales la ti' '..l;lción de ácido sulfhídrico a dióxido de incluyen la ( 1 ' ,. , ,.hidratación de alcoholes, metilacion, azufre, la \ qui lación. isomerizacion f

REACCIONES IMPORTANTES.

ktuede llevarse a cabo a través de tres El proc.6'' , tmtes p5ra la formación del producto y

1 . 7 ' reacciones i v l f * , han: subproductos (1''

P C -;r

EL PROCESO

1) Mecanismo paralelo

BIOXIW DE CARBONO

2CH2 = CHCH3 + 902 -- 6C02 + 6H20 - - - - - - - - ( 2 1 PRO P I L EN0 O X ICE N O B 10x1 D O AGUA

DE CARBONO

2 ) Mecanismo consecutivo

PROP I LEN0 - ACROLEINA ___) BIOXIW DE

CARBONO

3 ) Mecanismo triangular

ACROLEINA

B I O X I W DE CARBONO

de estas tres reacciones, la que algunos autores indican para la obtención de acroleína y bióxido de carbono es la que se realiza por el mecanismo en paralelo, y es este el mecanismo que emplearemos en la realización de este proyect0,sin descartar los mecanismos consecutivo y triangularl. El mecanismos posibles de reacción se muestran en el apdndice A

.c

EL PROCESO

1.2.3.cAPACIDkD A INSTALAR, MONTO DE LA INVERSION, INVERSION FIJA Y CAPITAL DE TRABAJO.

L a p l a n t a e s t á d i s e ñ a d a p a r a p r o d u c i r 7 0 , 0 0 0 K g / h r , pensando en c u b r i r l a demanda t o t a l d e l p a í s .

Monto d e Inversión:$1 '409 ,315 ,008.50

A l iniciar l a producción se d e c i d i ó t r a b a j a r con una c a p a c i d a d to ta l d e 7 0 , 0 0 0 Kg/hr por lo que:

Capacidad de l a Planta 7 0 , O00 Kg/año

I n v e r s i ó n F i j a $ 1 ' 4 7 9 , 7 8 0 , 7 5 8 . 0 0

C a p i t a l d e T r a b a j o $ 1 ' 6 2 1 , 5 9 5 , 7 5 9 . 0 0

INVERSION TOTAL = 3 ' 1 0 0 , 3 7 6 , 5 2 0 . 0 0

I 12

EL PROCESO

1.2.4. OBREROS, EMPLEADOS 1 TECNICOS NECESARIOS.

TABLA 3

Personal Cantidad Actividad Obreros 1 8, I ímentar al reacto -

y supervisar la Tern y Presión del mismo #,si como el flujo.

Técnicos

1 supervisar los lntercambiadores /fe Calor

1 ciupervisar el flujo 1 9 presión y temper de las corrientes qlle pasan por las a/hlvulas, bombas y compresores del proceso.

1 Gupervisar las columnas de lavado, absorción y desti- lación.

1 f;upervisar condiciones del reactor y la salida del producto terminado.

Mantenimiento 1 1,impieza de oficinas y espacio de la J J ~ anta.

1 1,impieza del equipo de la planta.

De lo anterior se observa W e se requiere de cuatro obreros (uno se encuestra en 01 almacen), dos tecnicos y dos empleados de mantenimiento, ademas de un ingeniero de la planta encargado de supervisar todo e l proceso. Tres gerentes, un contador, dos secretarifls, una recepcionista, un laboratorista, un ayudante generaly un PoliCia.

13

EL PROCESO

1.2.5.COSTO DE PRODUCCION (CAPACIDAD MINIMA, MEDIA, MAXIMA)

En la tabla 4 se dan los costo de producción para las posibles capacidades a las cuales la planta puede trabajar .

TABLA 4

Capacidad Producción Costo de Producción Costo Total Kg/año Pesos/año Pesos/año

Mínima 17 , 500 10'127,250 1'519,456,012

Media 43,750 25'318,125 1'829,638,547

Máxima 70,000 40'509,259 2'141,074,820

Ganancia por año para las capacidades de la Planta

Acontinuación se dan las estimaciones aproximadas de las ganancias a obtener en la producción de.acroleína.

TABLA 5

Capacidad Costo T. Costo de D.' Ingreso/Vtas. Ganancia Pesos/año Pesos/año Pesos/año Pesos/año

1 Mínima 1519456012 1125319650 9002557.2 1230069011

I Media 1829638547 2813299125 5625985.7 2807673139

Maxima 2141074820 4501278600 2250639301 4492276043

". -.._ ." , .. ....

EL PROCESO

l. 2 . 7 . RECOMENDACIONES.

En lo social: El principal interes que ofrece producir acroleína, radica en evitar comprar al extranjero. Y hacer gue el pais se desarrolle industrialmente.

En lo politico: ~1 fomento a la micro y pequeña industria debe concretarse en un incremento sustancial de su eficiencia productiva, que facilite su adaptación a las nuevas condiciones de competencia que plantea el Tratado de Libre Comercio (TLC) .

Uno de los principales servicios que ofrece SECOFI es facilitar información sistematizada y actualizada sobre residuos industriales y oportunidades de mercado, entre otros aspectos, así como impulsar la creación y consolidación de bolsas de residuos industriales sectoriales y regionales, a fin de promover los materiales suceptibles de reciclaje y contribuir al mismo tiempo, a la prevención del medio ambiente.

En lo económico: Debido a la dinámica de la economía mundial, caracterizada por una intensa Competencia e interdependencia, se requiere una nueva estrategia industrial y comercial. El programa Nacional de Modernización Industrial y de Comercio Exterior 1990-1994 señala que en México las industrias de pequeña escala son parte escencial de la planta productiva. En la actualidad, la industria micro, pequeña y mediana representa el 98% del total de los establecimientos de transformación; absorbe el 4 9 % del personal ocupado en el sector ( 1 . 6 millones) y el 4 3 % del producto manufacturero.

En cuanto a financiamiento, se apoya preferentemente a las industrias micro y pequeñas independientemente de la actividad manufacturera que realicen, por la Banca de Desarrollo y las Sociedades Nacionales de Crédito. En particular Nacional Financiera, S.N.C; impulsora de Consolidación y Desarrollo y a los organismos auxiliares de crédito y de las entidades de fomento públicas y privadas.

Por los tres aspectos anteriormente citados aseguramos como viable nuesto proyecto.

15 I

PRODUCTO Y SUS CARACTERISTICAS

2. EL PRODUCTO Y SUS CARACTERISTICAS

2.1 El Producto

Acroleina La acroleína (CH2=CHCHO), es el compuesto más sencillo

de la clase de los aldehídos insaturados, también es conocida con el nombre de aldehído acrílico ó propenal [I .U. C. J. La gran actividad química de la acroleina es atribuida a la conjugación en la molécula de esta del grupo carbonilico con el grupo vinilo.

La acroleína se polimeriza espontáneamente con el tiempo y forma una masa blanca amorfa, llamada disacrilo, insoluble en agua, ácidos y álcalis, es un líquido incoloro a la temperatura ordinaria, de olor acre muy irritante, diáfano, volátil, soluble en muchos líquidos orgánicos soluble en agua, 20% en peso a 20 C. Es un fuerte lacrimógeno y su toxicidad es muy alta. La acroleína que se encuentra en comercio contiene hidroquinona adicionada para estabilizarla.

Se inflama muy fácilmente, sus vapores son mas pesados que el aire (aproximadamente dos veces más) por lo que deben eliminarse las posibles fuentes de ignición de todas las áreas en que se maneja la acroleína. Otras propiedades importantes son:

- Forma mezclas explosivas con el aire, siendo sus límites - Temperatura de autoignición a 278aC. - Punto de inflamación en copa cerrada a -260C., y copa

- Punto de fusión = -87aC. - Punto de ebullición = 530C. - No es corrosivo para los materiales de construcción. - Soluble en agua (20.6% en peso a 20aC). - Densidad relativa = 0.841. - El límite máximo permisible de concentración para jornadas de 8hrs. es de O.lppm., y para jornadas de 15 min. es de 0.3ppm. Dentro de este rango de concentraciones y periodos de tiempo, no se requiere el uso de equipo de protección personal.

de explosividad de 2.8 a 31%.

abierta a -17aC.

Las soluciones de acroleína pueden estabilizarse con ácido sulfuroso, sulfito de calcio, pirogalol o hidroquinona. El ácido nítrico oxida la acroleína y la convierte en ácidos glicólicos y oxálicos; la oxidación con ácido crómico produce dióxido de carbono y ácido fórmico.


TOXI c I 1 'AD /

\.a acroleína es tóxica por ingestión, inhalación y cuando se absorbe a través de la piel. Una sola dosis de 0, o ~ ~ , , , \ , L J de peso corporal administrada por via bucal es de DL para ) A S ratas y los pulmones ; debe manejarse con cuidado en sisten\.as de reacción cerrados o en condiciones de adecuada ventilación. La exposición de 1 ppm. en el aire causa irrita,*ión en ojos nariz en 2 - 3 min.

3 . 2 . PROCESO DE OBTENCION DEL PRODUCTO.

t:n la industria, la acroleína se obtiene por oxidación directa del propileno O por la condensación cruzada del aceta1,tehído con el formaldehído. El rendimiento obtenido con uno y ,btro procedimiento es considerable, y la elección en el aspect,' económico depende de la facilidad con que puedan conse<.:irse las materias primas.

Oxidación Directa del Propileno

Sn las reacciónes anteriores se han empleado varios catallsadores. Uno de ellos es óxido cuproso y sostenido por un ,at+rial inerte. Otro es el selenito de plata reforzado con &ido cuproso y sostenido por material inerte. El primer cata1;:ador es algo menos eficiente que el segundo, pero la menor sstabilidad del selenio y la escasez en el mercado son dos in-onvenientes.

;na forma poderosa de alúmina fundida es un portador adecu$.:Cl para el óxido cuproso.

:a reacción es exotérmica y el calor que se disipa es utilir;'30 para precalentar los gases que entran.

S 1 diseño de oxidación del propileno (Fig. 1) , se basa en 12 Qxidación exotérmica y de .un calor que se disipa a trave5 del tubo éste es precalentado para calentar los gases de .,;rada. Las reacciones principales que ocurren en el conve;*:idor son (1) y ( 2 ) . Ocurren otras reacciones en menor escal? producen propionaldehido y acetonas.

i


Puesto que el óxido cuproso, (y no el cúprico), es el que actua como catalizador es necesario controlar la presión parcial del óxigeno, en relación con la presión parcial del propileno para conservar el catalizador en estado cuproso. m reacción que produce acroleína y agua predomina sobre las otras cuando hay exceso del propileno sobre el óxigeno.

Un medio fácil de obtener el óxigeno en concentración menor que la de este gas en el aire atmosférico consiste en adaptar al equipo un dispositivo para la recirculación del gas. A s í parte del propileno que no ha recirculado, vuelve a pasar por la zona del catalizador. El aire del cual se .ha gastado el óxigeno se gasta con el aire nuevo para formar la mezcla del gas que alimenta el equipo. Otra solución es emplear el vapor del agua para reemplazar parte del gas que se hace recírcular.

El rendimiento de la operación es función de las concentraciones del propileno y oxígeno y de la velocidad de la mezcla gaseosa sobre el lecho del catalizador.

La fig. 1, es un diagrama del proceso de oxidación del propileno. En el convertidor 1 , se introduce el propileno y el aire con el gas que sale de la columna de lavado 3 . Los gases calientes que salen del convertidor son enfriados en 2 y lavados en 3 . La acroleína y los compuestos carbonílicos que la acompañan son separados de la corriente de gas y pasan a la columna 4 . Por la base de ésta se extraen el agua y el formaldehído, mientras que la acroleína y pequeñas cantidades de aceteldehído, propionaldehído y acetona destilan y pasan a la columna 5 . La primera fracción que sale de esta columna es acetaldehído. La acroleína y pequeñas cantidades de propianaldehído y acetona salen por la base de la columna 5 y pasan a la columna 6 . Por la parte superior de ésta se extrae la acroleina refinada. Por la base de esta misma se extraen las impurezas


Condensacion Cruzada del Acetaldehído Con el Forrnaldehido.

Está reacción se efectua en fase vapor:

CH2CHO + HCHO - - CH2=CHCHO + H 2 0 (3)

En está reacción se emplean catalizadores como el fosfato de litio sobre alúmina activada o el silicato de sodio sobre gel de sílice.

El acetaldehído y el formo1 (solución acuosa de formaldehído al 30%), se mezclan en las proporciones adecuadas y se introducen en el vaporizador,de éste salen los vapores que entran en la zona de reacción. El catalizador en forma de gránulos o de pastilla, se coloca en el convertidor tubular, que transfiere el calor en forma conveniente. La temperatura óptima de la reacción varía normalmente entre 300 y 350 C. El producto coherente que sale del convertidor pasa por un condensador antes de llegar al sistema de enfriamiento. Se usan presiones de 10 a 25 (lb/pulg ) ó (0.7-1.76 Kg/cm ) , en la entrada del convertidor, determinadas por la caída de la presión en el sistema.

El formaldehído que no ha reaccionado es el mas dificil de recuperar de la corriente que sale del convertidor.

En la reacción se producen pequeiías cantidades de metanol, propianaldehído, dióxido de carbono, monóxido de carbono e hidrógeno. La formación de alquitrán reduce la actividad del catalizador y es el principal factor de la pérdida de rendimiento de la reacción. Para eliminar el carbón activo del catalizador (depositado sobre éI) es efectivo el tratamiento con aire y vapor de agua a 4 0 0 c .

La eficiencia de la conversión declina gradualmente durante la reacción, pero se obtienen rendimientos de 75-801 Y refinando el formaldehido el rendimiento es de 2 0 a 508,

Un diagrama de la producción de acroleins Por este método se presenta en la fig.2.

i 19

~ ... ,. .."""" --- -- .. -


2 0

S


El acetaldehído y la solución acuosa de formaldehído, contenidos en 1 y en 2, respectivamente, pasan a 3 para formar la mezcla adecuada. Esta se evaporiza en 4 y los vapores pasan sobre el catalizador en el catalizadoren el convertidor 5. Los productos condensables se extraen del refrigerante 6. Los productos no condensables pasan a la columna de lavado 7 y se desechan. El agua de lavado de 7 se mezcla con el producto condensado de 6 y entra en la columna 8 a la presión atmosférica. Por la parte superior de 8 se separa una mezcla de acetaldehído, acroleína y agua. La mezcla entra por un lado a la columna 9 y de está sale por la pate superior el formaldehído a la presión atmosférica. Por el otro lado de la columna 9 el nivel más bajo que el de entrada, se extrae la acroleína refinada. Por la base de la columna 8 se extraen el formaldehído, el aldehído crotónico, el agua y las sustancias de alto punto de ebullición. Todos estos productos pasan a presión a la columna 10 . Por la parte superior de éSta destila farmaldehído acuoso con algo de crotonaldehído. Este destilado vuelve al tanque de alimentación del convertidor. Por la base de la columna 10 se extraen el agua y los residuos.

2 . 2 . 1 . EXAMEN COMPARATIVO Y SELECTIVO.

De acuerdo a la investigación realizada respecto a las refinerias productoras de materias primas requeridas para obtener acroleína, nos dimos cuenta que la ruta más viable es mediante la oxidación parcial de propileno ya que existe una gran cantidad de refinerias que la producen, no así para el acetaldehído. Esto se puede aprecir en las tablas 2 y 6. o gráficas 1 y 2.

Por otra parte los catalizadores empleados por el método de condensación cruzada son más caros y díficiles de conseguir que los utilizados en la oxidación parcial del propileno.

TABLA 6 ARO 1988 1987 1986 1985 1984 1983

TOTAL 152,914 146,745

- 47,057

43,681 48,749 37,269 33,806 35,617 47,057

112,694 108,865 99,192 110,847 111,137 105,857

156,614 156,614 136,488 144,653 C a n g r c ) V e r a c r u P a j a r I t V a r a c r u C a c t u s - C h i 8

- - - J

PRODUCCION DE PROPILENO (1983-1988)

'raducuion de Propi l e n o del Tato1 de Refinerias

/ 1 QS7/

GRAFICf l 1

.

30

IO

IO

3

-& I

LLI

A

C c D v

O Z

u u I> O O a

U

PRODUCCION DE C3H6 (1983-1988) Producclon de propllenla de los prlnclpalee

ref I ne r I u6 producto rus de I m I ern0

1oee

I.

li

- 1

O

!O

O

GRRFICR 2


2.3. DIAGRAMA DE FLUJO GENERAL DEL PROCESO SELECCIONADO.

Aire + Reacción Purificación

-* - .e

ESTUDIO DE MERCADO

3 . - EL ESTUDIO DE MERCADO

3.1. ANTECEDENTES Y PROYECCIONES*

Antecedentes: De los datos 'obtenidos en la investigación,

concernientes a la importación de acroleína mostrados en la tabla 7., se elaboraron dos gráficas: una para ver el seguimiento de las importaciones necesarias (gráfica 3) y la otra parar ver el costo de importación de dichas cantidades (gráfica 4).

TABLA 7 AÑ0 VOLUMEN (Kg) Valór (Dolares)

1980 1981 1982 1983 1984 1985 1986 1987 1988 1989

DATOS D E

1382 3033 2299 38829 16960 2149 1542 2033

83924 3654

IHPORT A C I ON D E

54127 9333s 38829 32239 60442 39910 20729 45430 45491 71774 i y . 6 4

f 4 ' ( l r

ROLEINA ( 1 9 8 0 - 1 9 8 9 1

De la primera gráfica, se observa que la demanda requerida del país por año no presenta un incremento constante, sino que cada tres o cuatro años aumenta considerablemente el volumen requerido y de manera creciente (esto es, que para 1983 se requeria de 38,829 Kgs. de Acroleína, mientras que para 1988 se requería de 83,924 Kgs del mismo) , volviendo a bajar su demanda en las siguientes tres años.

Proyecciones: Estas se determinaron con base a la demanda requerida

para los años 1980-1989.

AÑO 1990 1991 1992 199 3 1994 1995

VOLUMEN (Kg/AÑO) sa, 148 65,329 71,849 95,170 73,500 70,000

IMPORTACION DE ACROLEINA (1980-1989)

ANO GRRFICR 3

Valor

1980 1961 1982 1983 1984 1985 1986 1987 1988 1989 1990

GRRFICf l 4

ESTUDIO DE MERCADO

3.2. USOS Y USUARIOS.

usos:

La acroleína se emplea como materia prima para numerosos compuestos, tales como la metionina, un aminoácido, escencial en la dieta de animales de granja. También se utiliza en varias síntesis importantes como son:

* Síntesis de ácido acrilico. * Síntesis de alcohol alílico, de la glicerina y del * Síntesis de la piridina y de la 0-piridina. * Síntesis del glutaraldehido. glicerol.

Usuarios:

La acroleína es un producto que ha sido estudiado a partir de la mitad de este siglo hasta nuestros días, y han surgido inovaciones satisfactorias respecto al, proceso de obtención de la misma, desde los avances en los tipos de catalizadores empleados hasta los reactivos con los cuales es posible obtenerla.

Desafortunadamente en nuestro pais (México) casi no se ha desarrollado la industria que utiliza la acroleína. Las patentes que se encontraron son:

3.3, SUSTITUTOS Y SUCEDANEOS.

Dado que este proyecto tiene como objetivo cubrir la demanda de consumo interno de acroleina y , viendo que hasta nuestros días casí no contamos con industrias que sinteticen este producto, podemos decir que hasta el momento no existen sustitutos ni alternativas que puedan competir con la acroleina, a excepción de la patente No. P149802 -de nacionalidad norteamericana The Standard Oil Company. Que se basa en un procedimiento mejorado para la preparación de ácidos y aldehidos insaturados (dentro de los cuales se encuetra la acroleína), de propileno o isobutileno. Dicha compañia se encuentra produciendo desde el 15 de diciembre de

26

ESTUDIO DE MERCADO

3 . 4 . CAPACIDAD DE PLANTA Y UBICACION.

Capacidad de la Planta:

De acuerdo con la gráfica 3 correspondiente a la cabla 7, es posible observar que el consumo interno de axoleina no es secuencial, por ello decidimos basarnos en los últimos cuatro años de importación de este producto para establecer la capacidad de la planta.

TABLA 8

Importación de Año Acroleina en Kg/año 1988 83 , 924 1989 71,849 1990 58,148 1991 65,329

Promedio 70 O 0 0

La Capacidad máxima se tomo como el promedio de los últimos cuatro años. 70,000 Kg/año

La Capacidad Media se obtuvo tomando un promedio entre la capacidad máxima y la capacidad minima. 43,750 Kg/año

La Capacidad Minima se obtuvo considerando una cuarta parte de la capacidad máxima.

2 8

17,500 Kg/año ESTUDIO DE MERCADO

ESTUDIO DE UERCADO

Ubicación de la Planta:

De acuerdo con el estudio de mercado que se hizo se dedujo que las zonas prioritarias para la instalación de la Planta erán:

Salamanca, Guanajuato. Tula, Hidalgo Salina Cruz, Oaxaca

dando por descartada la ubicación de la Planta en la zona Metropolitana, esto debido al Plan de Desarrollo Urbano.

Como la principal fuente con mayor capacidad de la materia prima se encuentra ubicada en Salina Cruz, se decidió ubicar aquí la planta.

Descripción del lugar:

Salina Cruz es uno de los Municipios del Distrito de Tehuantepec, Oaxaca. El Distrito de Tehuantepec se localiza en las coordenadas 15059'-16048' de latitud norte y 94004'-95052' de longitud oeste; limita al norte con el Distrito de Zacatepec Mixes; al sur, sureste y suroeste con el Oceano Pacífico; al este con el Distrito Juchitán y al oeste y noroeste con el Distrito de Yautepec. Su extensión territorial es de 6675.11 -2.

Los climas que presentan son seco cálido, subhúmedo y semicálido subhúmedo. Las temperaturas oscilan de los 18.9oC a los 28.30C. Las precipitaciones pluviales varían de los 677.7 a los 1409.0 milimetros y son los meses de junio a septiembre los más lluviosos.

La población total del Distrito de acuerdo al X censo general de población 1980, ascendió a 134,257 habitantes y con estimación de que para 1990 llegará a 187,785. La mayor concentración se asienta en la cabecera del Distrito y en la de los municipios. L

En el renglón de comunicaciones en el Distrito cuentan con carreteras pavimentadas, revestidas y brecha, vía de ferrocarril, aeropista, telex, teléfono etc. Además recibe señales de radio y televisión.

En el puerto de Salina Cruz, Petrdleos Mexicanos tiene una refinería alimetada por un oleoducto que llega de Minatitlán Veracruz. "

29

W r D z b -1

-c .~ -EF

TRABAJO DE I N V E S T I G A C I ~ N

4.- TRABAJOS DE INVESTIGACION

4.1. CATALIZADOR.

La catálisis es 'una rama de la cinética química que estudia el efecto de acelerador y10 orientador de una sustancia química en un medio de reacción. En función del medio reaccionante y del catalizador, la catálisis se divide en tres tipos: homogénea, heterogénea y enzimática; entre ellas la más utilizada en los procesos industriales es la catálisis heterogénea.

En la química del petrdleo el 90% de los procesos de transformación son catalíticos y su aplicación implica un mercado tecnológico y económico muy grande.

Catalizadores empleados en la Oxidación del Propileno:

Se han empleado un gran número de catalizadores en la oxidación parcial del propileno2, algunos de éstos son capaces de proveer alta selectividad y casi completa conversión del hidrocarburo.

Los elementos cuyos compuestos son activos para la oxidación pertenecen a la serie de los metales de transición con orbitales Itdtt vacios, así como, los metales con orbitales tlflt vacantes.

El primer catalizador empleado para las reacciones del mecanismo en paralelo fue el oxido de cobre3,4 y de aquí se derivaron una gran cantidad de sistemas catalíticos teniendo como base el CuO al cual se le añadió Pd, Rd, Se, Be, Mo, Cr, W , U; un segundo grupo lo constituyen catalizadores de metales diferentes de cobre, empleando W, Cu, Ti, Sn, Sb, V, Bi, Mo, etc5.

Se han comparado los óxidos de antimonio con los óxidos de molibdeno y bismuto6,7 así como el aumento de Sb en un sistema Fe203-Sb2048 y se ha encontrado que el Sb es menos activo y más selectivo a acroleína, cambiando su selectividad al variar la temperatura; esto depende también de la temperatura de calcinación a la cual se prepare el eatalizador.9

i

TRABAJOS DE INVES'TICACION

Estudios hechos de mezclas de óxidos de molibdeno combinado con mezclas de otros metaleslo,tales como Sn,Sb, Co, Bi, Cu se observó que los únicos sistemas activos a acroleína eran los óxidos de Sn, Cu y Bi.11

Con base a los estudios hechos por diversos autores podemos concluir que los metales activos son: Bi, Sn, U, V, Fe, Co y los metales selectivos son Mo y Sb por lo que se preparan varias mezclas de éstos para aprovechar las propiedades de los catalizadores. Las mezclas más estudiadas son de Bi/Mo y Sb/Sn, y son las que más se emplean industrialmente. 12

El catalizador a emplear en la realización de este proyecto es el de Vanadio-Titanio. Este catalizador hasta el momento no ha sido utilizado en patentes para la producción de acroleina pero si se han hecho estudios a nivel planta

. pi 1oto,l3 y se ha encontrado que es un catalizador muy selectivo.

Estudios hechos sobre cinética para obtención de acroleina.

Utilizando Bi/Mo como catalizador, Carrá y Forzattilrl concluyeron que la reacción de oxidación es de primer orden con respecto al propileno y orden cero con respecto al oxígeno.

Con un sistema de Fez03-Sbz04, Isao Aso y colaboradores,s señlaron las siguientes cinéticas:

b) RA = KPC3H6 %"o2 Y o. 12 Rco2 = K

C) h = K Y Rco2 = KPc 3 H 6 %G42 O. 04

las dos primeras son con catalizadores Fez03-Sbz04 con diferente cantidad de antimonio en cada sistema y en la tercera se utiliza sólo Fez03.

Brückmanls trabajó con óxidos de Bi y Fe, obteniedo las siguientes cinéticas:

a) R = KPC3H6 ch5d32 con Fe. O . 17

b) R = KPC3H6 con Bi.

33

TRABAJOS DE INVESTIGACION

Rossi17 utilizó una mezcla de óxidos de W y óxidos de antimonio y encontró una cinética de la forma:

y utilizando óxido de tungsteno con óxido de estaño:

Es posible apreciar una gran variedad de cinéticas propuestas para la oxidación parcial del propileno. Encontrándose ordenes parciales de 0 2 y C3H6 exactamente inversos o diferentes para diferentes tipos de catalizadores. Además cabe mencionar que en un mismo sistema catalítico la cinética algunas veces varía dependiendo de la temperatura.

Métodos de preparación de catalizadores.

Para la preparación de catalizadores existen dos métodos de manufactura: 17,18 precipitación e impregnación.

La precipitación implica estados iniciales de la mezcla de dos o más soluciones o suspensiones del material, causando precipitación, seguido por filtración, lavado, secado y calcinado.

La humedicción de la mezcla sin precipitación es poco usada, y rara vez proviene del contacto intimo entre las especies a altas temperaturas, puede ser aplicada a una determinada homogenación deseada y a la formación de un compuesto por difusión térmica.

Algunas ventajas del método por precipitación es que generalmente provienen de mezclas uniformes de una escala molecular de varios ingredientes de catalizadores, la distribución de las especies activas a través de la catálisis final es uniforme y los tamaños y formas no son limitadas para su mejor aprovechamiento. Además, existe un control sobre el tamaño del poro y distribución del mismo. Un problema es que dos o más compuestos metálicos estan presentes, los cuales precipitan en diferente proporción O en secuencia más que simultáneamente, los cuales afectan la estructura final del sólido.

34

i

TRABAJOS It- INVESTIGACION

Impreqnacion. Es el método más Zacil para hacer catálisis. Un camine usando poros, es contactand: una solución generalmente acuosa de uno z más ComPEcstos metálicos. El método es llevado por secadr y la catalisis es activada como en el caso de catálisis por precipitacic-l. La técnica de impregnación requiere menos equipo des^,:.-. el filtrado hasta la formación y el lavzjo puede S C L ~ no necesario.

Este proceso es preferido en preparsción de soprtes cataliticos de metales nobles.

Generalmente para obtener mayor porcsntaje se prefiere el proceso de precipitación que el de issregnación. &anque aparentemente la misma estructura química pede ser igual por precipitación de cualquiera de los dos procesos, la catalisis final puede ser diferente en las propiedades físicAs y químicas.

Preparación del Catalizador Vanadio-Titanio

Bond Geoffrey, et a1.5 presentan la preparación, caracterización y las propiedades catalíticas de las monocapas de óxido de vanadio (VOX) sobre Ti02.

Estas fueron hechas principalmente por reacciones específicas entre el precursor de vanadio y los grupos OH sobre la superficie de TiOz. Los precursores usados incluyen VO(acac)z en solución y VOC13, ambos como vapor y en solución.

El procedimiento tradicional para la preparación de la catálisis VOX sobre Ti02 esta basada sobre la impregnación con el soporte en una solución acuosa de (NH4) 2 [ VO(c;o4)2] obtenida por disolución NHIVO:, en agua con ácido oxálico.

Para la preparación de catálisis por impregnación,tsse utilizan 5gr. de soporte previamente humedecido en agua doblemente destilada, y secado por 18hrs. a 12OOc. La cantidad deseada de NH4VO3 fue añadida a 20ml. de solución de ácido oxálico 1-molar, que al calentar proporciona un azul intenso del complejo (NH4)2[VO(C204)2JI para una cantidad grande de vanadio (L 14Wt% de Vzos), mismas cantidades de NH4V03 y ácido oxálico son disueltas en 20ml. de agua. La solución es añadida a el soporte y el agua se añade por evaporación. El sólido resultante es secado durante la noche a 120OC y una porción calcinada en aire fluyendo (45OoC por

i

35

TRABAJOS DE INVESTICACION

Shrs. ) . El V cantiene un porcentaje de Wt de V2OS dentro de un rango de 0.4-8.8% de trióxido anatase y 2 . 2 - 3 2 % por Degusa P-2 5

4 . 2 . EQUIPO EXPERIMENTAL.

Los reactivos gaseosos que se utilizaron fueron : a) propileno b) aire

La medición del flujo de aire se realizó con un rotámetro Gilmand AS988 para flujos de 0.280ml/min; para el propileno se uso un medidor de orificio que puede medir flujos de 2-90 ml/min. El flujo de gases individuales se controló mediante válvulas de ajuste fino.

La corrientes gaseosas se mezclaron antes de entrar al reactor por medio de una 18T" y se pasaron posteriormente por una válvula de muestre0 de dos posiciones, una para reactivos y otro para productos. La mezcla gaseosa va directamente al reactor y se pasa por un manómetro en el cual se lee la presion de operación del reactor, que es la atmosférica.

En la figura 5 se muestra el diagrama del equipo experimental.Toda la instalación fue construida por otros compañeros con tubo de acero inóxidable de 1/8de pulg.

36

FIGURA 5

.- -t - . :-

TRABAJO DE INVESTICACION

, Cromatograía

La cromatografia de gases se emplea en la separación de gases y líquidos volátiles o sólidos en estado gaseoso. Comprende la cromatografía gas-líquido y la cromatografia gas-sólido, en los cuales los componentes se distribuyen en dos fases; unos en una fase estacionario y otros en una fase móvil. que se mueve a través de la fase estacinaria.

El proceso cromatográfico ocurre como resultado de repetidos actos de absorción y desorción durante el movimiento de los componentes de la muestra a travás de la fase estacionaria.

Una pequeña muestra del material se inyecta en la corriente de un gas inerte(gas acarreador) ; este gas pasa a una columna que contiene un medio apropiado para que se efectue la separación, retardando el flujo de los componentes de la muestra ver figura 6 .

Analisis Cualitativo:

La cromatografía de gases es una técnica de separación pero también sirve para la identificación, cuantificación y recolección de los compuestos que constituyen la muestra. La identificación cromatográfica de solutos se puede ver por volumen de retención, índice de retención, tiempo de retención por gráficas logaritmicas de series homólogas y por identificación debida a la respuesta relativa del detector.

Tanto el volumen de retención como el tiempo de retención se obtiene a partir del cromatograma, en cambio el índice de retención no.

Los análisis cromatográficos se iniciarón a una temperatura de 80oC la cual se mantiene por espacio de 2 min., durante este período se observó la aparición en los cromatogramas de los picos correspondientes al aire, COZ, y Ha. Posteriormente la temperatura del horno se incrementa a una rapidez de 200C por minuto hasta que alcanza los 1600C, la temperatura se mantiene constante durante dos minutos en la cual aparece la acroleína.

El cromatógrafo cuenta con un sistema automático, se necesita esperar un lapso de 5 min. para que alcance la temperatura inicial y de esta forma el equipo efectue las

.8 enyecciones posteriores automaticamente. El tiempo de andlisis es de 13 min. por inyección.

38


4.2.1 DISEÑ0 EXPERIMENTAL.

Las condiciones experimentales se tomaron con base a experimentos hechos anteriormente por compañeros de la universidad y por w e son las condiciones que se recomiendan en la literatura. .

Se operó en un intervalo de temperatura de 3400C a 430oC, a presión atmosférica (0.77 atm’ o 585mmHg) con un tamaño de partícula de 0.149 a 0.074mm de diámetro.

Las razones molares propileno/oxígeno usadas se variaron de 0.6, 1.14, 3.43 y 5.7 evitando la zona de explosividad.

La masa de catalizador utilizada erá de 0.25g y un flujo total de 180ml/min.

Las razones molares empleadas de propileno/oxig. con variación de temperatura (340 a 4300C) son:

TABLA 9

P r o p / Oxig. VProp. VAlre I ( m 1 /mln.) ( m l / m l n . 1

0.6 20.143 159.8570 1.14 34.768 145.2315 3.43 75.367 104.6329 5.7 98 .O70 81.9299

Reactor Diferencial:

El reactor que se utilizó es este estudio esta construido en vidrio Pyrex, su forma es tubular, tienen un diametro interno de 1 cm. y 43 cm. de longitud.

El reactor tiene un termopar por la superficie externa de éste y se introduce otro termopar dentro del mismo a la misma altura, el cual estaba colocado en contacto directo con el lecho catalítico, para medir la tempeatura de reacción. Para, lograr la isotermicidad en el lecho se cubre el reactor con una resistencia de hilo de cantal, la cual Se encendia o apagaba para mantener la temperatura constante. Se cuenta con un controlador de temperatura.

El catalizador se soportó en una base de fibra de vidrio de 3mm de espesor. Ver figura 7 .

i

7 J

4 . 2 . 2 . CORRIDAS TIPICAS.

TRABAJOS DE INVESTIGACION

1284251

Antes de iniciar el trabajo experimental es necesario tener las condiciones de análisis adecuadas. Para ello se deja el cromatógrafo encendido durante un periodo de 2-3hrs. aproximadamente con flujo de gas acarreador (He) , es decir, hasta que permanezca estable a un flujo adecuado y este en "cerola el integrador del cromatógrafo.

Posteriormente se eleva la temperatura a 400oC y se espera a que la temperatura se estabilice para comenzar a tomar las primeras corridas. Una vez que se alimenta el propileno y el oxígeno a una relación de éstos de 1.14 se toma una corrida por cada 3hrs. , posteriormente cada dos o menos hasta que se estabiliza el catalizador. Esto tarda de uno a dos días.

Una vez que el catalizador ha sido estabilizado se fija una razón de prop./oxíg. de 0.6, 1.14, 3.43 y 5 . 7 con variación de temperatura para cada razón de 340, 370, 400 y 430oC, con seis u ocho muestra para cada razón a cada temperatura.

Cuando ya no haya variaciones significativas en las áreas de los cromatogramas de cada muestra se cambia la válvula para muestras de productos siguiendo el mismo procedimiento que de alimentación.

Al terminar las corridas se deja el cromatógrafo con flujo de aire durante una hora, es decir a 1 atm oxidante, y después se apaga para trabajar al día siguiente inicializando con los mismos pasos anteriores. Pero sin esperar a que se estabilice el catalizador, ya que al empezar a trabajar éste fue primeramente estabilizado.

Las condiciones utilizadas en el análisis cromatográfico fueron:

Volumen de inyección 0.5ml. Temperatura de inyección 1300C Temperatura del detector 1800C Flujo de gas acarreador 3 ~ml/min Gas acarreador Helio Sensibilidad del detector 5*

* Recomendado por el fabricante del equipo al usar hello.


El cromatograma de productos nos muestra -a disminucion de la cantidad de propileno y de oxígeno, y los productos de reacción que son: H 2 0 , COZ y C3H40, identificada a los 8 min.

RUN I 18

AREAY. RT o. 34

O. 69 1.06 1.34 2.00 3.39 5.31 6.19 6.66 7 .77

AREA 4406100

125880 1781

36036 301 120

8925500 20408 23470 24482 84271

SEP/Ol/91 13: 59: 21

TYPE AWHT AREAY. SPB E8 EP PB PB BB BB BV vv VB

O . 0 4 4 O . O63 o. o91 O. 117 O. 249 O. 316 O. 218 O . 364 o. 4 0 0 o. 349

31.587 O. 902 O. 013 O. 258 2.159

63.987 O. 146 O. 168 O. 176 O. 604

... TOTAL DE AREA= 1.3949€+07 IUL FACTOR= 1 . 0 0 0 0 E + 0 0

FIGURA 9

4 2 !


Los tiempos de retencion para los reactivos y productos que intervienen en esta reacción son:

Aire = 0.34 COZ = 0.69 H20 = 2.00 C3H6 = 3.39 C3H4O= 7.77

Discusión Experimental.

Para cada una de las cuatro razones diferentes de Prop./Oxig., alimentadas al reactor diferencial, con variaciones de temperatura para diferentes relaciones de catalizador (VT-0,20,50 y SO%), se obtubieron las áreas de reacción y alimentación de l o s reactivos y productos, a través del cromatografo (figs. 5 y 6 ) .

Al obtener su conversión, rendimiento y actividad para cada relación de catalizador observamos que la razón que presentó mayor rendimiento fue la de 5.70 a temperatura de 4000C y un porcentaje de catalizador V-T de 50.

En las tablas 10,ll y 12 seindican los datos obtenidos que son necesarios para los calculos de conversión, rendimiento y actividad para la relación 5.70 que fue la que presentó mayor rendimiento. En el apéndice B se reporta el procedimiento de cdlculo seguido para obtenerlos.

TABLA 10 Flujos de Entrada (ml/min) ,: y - 9 & . O70 Aire 81.929 0 2 17.205 N2 64.734

TABLA 11 Moles aliment. (mol) Moles que Reacc. (mol)

C3H6 11.58953 E-06 11.55288 E-06 Aire 15.48331 E-06 14.70260 E-06 0 2 3.25149 E-06 O. 19150 E-06 N2 12.23318 E-06 0.08278 E-06

e. . ." ' -c


TABLA 12 I

I Fracciones Alimen. Presiones Parciales X C 3 H 6 = 0.42808 D c 3 ~ 6 = 0.3296 atm - x02 = 0.12010 Po2 = 0.0924 atm XN2 = 0.54818 P N ~ = 0.3478 atm

Conversión:

La conversión se define como la relación entre la cantidad de reactivo consumida en la reacción y la cantidad alimentada, esto es:

x = - moles de entrada -" - moles de salida moles de entrada

Las conversioones obtenidas para la acroleina y el COZ son:

XC3H40 = O . 0071413 Xc02 = O . 016524

El procedimiento con detalle se muestra en el apéndice B.

En la figura 10 se traza el % de conversión Vs la razón molar para direntes temperaturas. Lo que se observó es que a medida que aumenta la razón molar disminuye la conversión para la misma temperatura. Pero a temperaturas mayores para diferentes razones ésta también aumenta. Para temperaturas menores de 400oC la conversión aumenta lentamente, en cambio a temperaturas por ariba de 400oC empieza a aumentar más rapidamente.

Rendimiento:

El rendimiento es sólo una función de la cantidad de acroleína, producto principal del proceso, y se define como:

i

4 4

TRABAJOS DE I)r '+X5TIGACION

moles de acroleína R% = mioles de propileno reacc. x L O O

El termino rendimiento se emplea parz describir el grado en que predomina una reacción química des-sada sobre las reacciones laterales que compiten con ella.

Valores altos de rendimiento implizan que, las reacciones laterales indeseables, han s i 5 0 . suprimidas respecto de la reaccion deseada.

En la figura 11 se puede observar que para la razón alimentada de 5.70 de los gases y con la Lzilización del catalizador V-T-50% se obtubo el mayor rez3imiento.

Siendo éste de: R = 61.16 % para T = 400-C.

En está misma figrura se observa que a temperaturas mayores de 400,C el rendimiento disminuye para razones de prop./oxig. mayores que 1.14; no así para las razones iguales o menores que ésta, ya que el rendimiento auzsnta de manera creciente pero muy lentamente.

El procedimiento detallado se muestra en el apéndice B.

Actividad

Definida como: moles de prop. alimentado Actividad = gr. de catalizador/min.

Actividad para la razón 5 . 7 0 y T = 400,C es de 5 . 3 8 %

En la figura 12 se observa que la actividad disminuye al aumentar la razón de los gases aliEsntados y la temperatura. Sin embargo la razón de 3 . 3 4 es r;ás activa que las de 0.6 y 1.14, esto debido posiblemente a que afecta el tiempo que se dejaba el sistema de la figura a una atmosfera oxidante.

En el apéndice B se muestran los cálculos.

4 5


Modelo Cinético:

Las reacciones que se llevan a cabo son:

C3H6 + 9/ 202 ____I) 3 COZ + 3H20 (2)

A temperatura de 4 0 0 o C las tazas de reacción sespecto a la acroleína se obtienen de la ecuación (1) , siendo éstas de:

con: KI = 0.199 a = 0.817 B = 0.592

Por lo tanto, la cinética que representa el modelo reapecto a la acroleina es:

0 .82 0.59 RC3H40 = K1C02 CC3H6

A la misma temperatura las tazas de reacción sespecto a la Coa se obtienen de la ecuación (2), siendo éstas de:

r 9 RC02 K2CO2CC3H6

con: K2 = 4.329 7 = 1.319 I$ = 0.248

Por lo tanto, el modelo respecto al COZ es:

1.32 0.25 RC02 '= C O Z CC3H6

Ver apéndice C para detalles de c8lculos.

b

4 6

RESULTADOS DEL DISENO

m 4 2 0 5.- RESULTADOS DEL DISENO

5.1. DETALLE DEL DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO.

f

RESULTADOS LEL DISENO

5.2. CARACTERISTICAS DEL EQUIPO DEL PROCESO.

REACTOR DE LECHO FLUIDIFICADO

En un reactor de lecho fluidificado las partículas se desplazan de una manera que depende de la velocidad del fluido reaccionante. La velocidad es tan alta que las partículas se elevan hacia la parte superior del reactor con el fluido. En la mayoría de los reactores catalíticos de lecho fluidificado, el fluido es un gas y las condiciones normales de operación consisten en un régimen de burbujeo. En estas condiciones, el gas se desplaza a través del reactor de dos maneras: como "burbujasf@ que contienen relativamente pocas partículas de sólidos y que se mueven con más rapidez que la velocidad promedio, y como base continua I*densa*@ o de ttemulsióng@ en las que la concentración de particulas es alta.

Una de las características importantes de los lechos fluidificados es la casi total uniformidad de temperatura que se logra en todo el reactor, debido al mezclado en la fase emulsión, causado por las burbujas de gases, y a 1 agran área de transferenci de calor por unidad de masa de catalizador, que esta asociada con las partículas pequeñas.

Generalidades de los modelos de los reactores de lecho fluidizado.

La gran mayoría de los modelos propuestos en la literatura caen dentro de una de dos categorías, la de los modelos simples d dos fases y la de los modelos basados en la dinámica de las burbujas.

Ambos tipos de modelos consideran al lecho fluidizado formado por dos fases, una fase densa o emulsión y otra ligera o fasse burbuja, correspondiendo a la fase burbuja todo gas en exceso al mínimo requerido para fluidizar.

En los modelos basados en la dinámica de las burbujas se utiliza el tamaño de las burbujas del gas para relacionar los pardmetros de los modelos con las condiciones de operación, por lo que el diámetro de las burbujas se convierte en el parámetro principal.

Algunos modelos basados en la dinámica de la burbuja

Modelo de Davidson-Harrison Modelo de Kunii-Levenspiel Modelo de Kato-Wen

son :

i


3 ) . La fraccion de espacios vacios en la fase emulsion es igual a lo que corresponde al lecho a condiciones de fluidiczacion incipiente.

4 ) . La fase burbuja . está constituida por burbujas esfericas rodeadas por Itnubest' tambien esfericas. El diametro de la burbuja y de la nuve estan relacionados por la expresion de Davidson,

La fraccion de espacios vacios en la nube es considerada igual a la de la fase emulsion.

5 ) . El volumen total de burbujas esta dado por:

6 ) . El coeficiente global de transferencia de masa por unidad de volumen de burbujas correspondiente al intercambio entre las dos fases está dado por:

7 ) . Se considera que las bvurbujas crecen continuamente a su paso por la cama hasta alcanzar su maxim09 diametro estable. o el diametro del lecho. Se ha demostrado aue el maximo 'diametro estable se obtiene cuando ascension del gas es igual a la velocidad particulas.

ut 2 1 Dt = (- 0 .71 g -

la velocidad de terminal de las

8 ) . Debido a que la difusividad termica efectiva y el coeficiente de transf.erencia de calor en un lecho fluidizado son muy altos, se considera que la cama opera isotermicamente.

9 ) . El diametro de las burbujas en un lecho fluidizado puede calcularse a partir de la expresion para crecimeinto de burbujas de Kobayashis, junto con la expresion de Cookes que predice el tamaño de burbuja en un plato perforado:

d b 1.4Psdp ( u )h + dbo (5)

54

. . .


( 6 )

para un plato poroso la ecuación ( 6 ) se anula.

10). Si se toma como diametro la buebuja caracteristica el de una burbuja situada a b r / 2 , la expansion que sufre el lecho puede expresarse por,

H-Hmf - U - Umf "

Hrnr O . 711 (gDe) 1/2

en donde Db es el diametro' de burbuja promedio en el lecho, dado por:

11). La fraccion de espacios vacios es constante para alturas menores o iguales a b r y esta dada por:

(1 - E) = - Hmf

H (1 - Emf) para h S Hmr

Para alturas mayores o iguales a Hmr espacios vacios crece siguiendo la siguiente

(1 - E) = - (1 - Emf) - Hmf hr(l - Emf) (h - Hmf

X 2X (H - Hmf)

la fraccion de expresion:

12) . El coeficiente de transferencia de masa entre la fase burbuja y la fase emulsion involucra tanto intercambio directo de gas entre las burbujas y la emulsion como intercambio directo debido al gas adsorbido en la superficie del catalizador. Dado que no se cuenta con datos experimentales sobre la velocidad de intercambio de particulas, M ni tampoco sobre la constante de equilibrio de adsorcion (Ka') para el gas reaccionante sobre la superficie de las particulas, Kato y Wen desprecian el intercambio gaseoso debido al gas adsorbido en las particulas. Con esto, la ecuacion ( 3 ) se simplifica a :


13). Se ha observado experimentalmetne que el coeficiente de intercambio, Fo' es aproximadamente inversamente proporcional al dametro de la burbuja. Kato y Wen utilizan la siguiente expresion de Coobayashi.

14). La altura del primer compartimento esta dada por un promedio aritmetico del promedio de las burbujas y se define de la siguiente manera:

Ah1 = dbo + (m hi + dbo) 2

-

donde m = 1.4psdp ( Uor 1 U

y proviene de la ecuación (5)

La altura del segundo compartimento estará dado por,

y para el n-esimo compartimiento.

1 5 ) . El numero de burbujas en el n-esimo compartimento puede calcularse a partir de ,

N = 6A ( fb) 17 (Ahn) 2

, para Kmr S' h I Hmr + 2(H - Hmf) (18)

donde fb = 2h(h-Hmr) - Hmr(2) (h-hr) + Hmr(h-Hmf) 2h(h + b r )

56


1 6 ) . El volumen dp la nupe en el n-esimo compartimento puede. calcularse a partir de la ecuacion (1) como,

I

en donde Ubr = O . 711 (gAhn) 112

Como consecuencia de lo.bnterior, l o s volumenes totales de las fases burbuja y emulsibn en el n-esimo compartimento seran:

Ven = A Ahn - Vbn (21)

Ahora bien, la distancia del distribuidor al n-esimo compartimento esta dado por

n hn = 1 Ah1

i =1

De acuerdo a la definicion dada para el coeficiente de transferencia de masa ec.12 ,, para cada compartimento se tendra un valor de Fo. El coeficiente de transferencia de gas por unidad de volumen de burbuja sera igual a:

Fo' = Fo n

Balances de Materia:

El balance de materia para el reactivo gaseoso al rededor del n-ésimo compartimefito en la fase burbuja es:

y para la fase emulsión:

{ Fo 'n v b (Cb - Ce) )nil = ( R e v e ) n+1

donde Re es la tasa de reacción por unidad de volumen para la fase emulsión. Se considera que en la fase burbuja no hay reacción.

57 3


CICLON.

El tipo más empleado en las instalaciones para la separación de polvos, es el separador ciclónico, en el cual, los gases cargados de polvo penetran tangecialmente en una cámara cilíndrica o cónica por uno o varios puntos y salen por una abertura central. Las partículas de polvo, en virtud de su inercia tienden a moverse hacia la pared exterior del separador desde la cual son conducidos a un receptor, es decir, un ciclón es una cámara de sedimentación en el que la aceleración debida a la gravedad es reemplazada por una aceleración centrífuga.

En las condiciones de trabajo comunmente empleadas en la práctica, la fuerza separadora centrífuga o de aceleración varía de cinco veces la de la gravedad en los ciclones de didmetro muy grande y baja resistencia, hasta 2500 la gravedad en los muy pequeños y de resistencia elevada.

TORRE DE LAVADO

Los lavadores representan una clase de equipo para eliminar polvos y niebla de gases en un líquido que casi siempre es agua, se agrega o se circula para ayudar en el proceso de recolección. Sin embargo también son utilizados para reducir temperatura de mezcla de gases para ayudar a la separación del producto deseado.

Los lavadores que dividen el gas y el líquido en varías corrientes pequeñas, cada una de ellas mezclada en una región de volumen pequeño, son más efectivos que los que no la realizan. Los que tienen varías regiones de mezclado en serie son, por lo común, más eficaces que los que sólo tienen una sola etapa de esta naturaleza.

La selección del tipo de lavador que se va ha utilizar depende principalmente de :

El tamaño de la partícula que se desea separar La eficiencia de recolección buscada y La caída de presión permisible.

El tipo más simple de lavado es una torre de rociado.

En este caso se producen gotitas liquidas por medio de boquillas de rocío y se dejan asentar a través de una

58


corriente de gas en ascenso. Las gotitas deben tener tamaños que varien de 500 a lOOOp de diámetro. Esto proporciona una eficiencia de recolección óptima y asegura que la mayoría de las gotitas tendrán una velocidad de sedimentación mayor que la velocidad ascendente de la corriente de gas, que es normalmente al rededor de 2 y 4 pies/seg. Las boquillas tradicionales de rociado de cono completo son las que se utilizan con mayor eficiencia.

INTERCAMBIADORES DE CALOR VERTICAL DE TUBO Y CORAZA CON CONDENSACION DENTRO DE LOS TUBOS

Estos intercambiadores generalmente se diseñan de manera que el vapor y el lf quido fluyan en contracorriente paralela y en forma descendente.

En general los condensadores de tubos verticales se diseñan para aplicaciones de reflujo en reactores y para columnas de destilacion.

Este tipo de intercambiador de tubos y coraza opera con un sólo paso de fluido en el lado de la coraza y un sólo paso de fluido en el lado de los tubos. Tiene placas deflectoras que consisten en discos circulares de una plancha metálica a los que se ha cortado un cierto segmento de altura igual a la cuarta parte del diámetro interior de la coraza y estas placas se denominan placas del 25%. Las placas están perforadas para recibir los tubos. Para que las fugas sean mínimas, las holguras entre las placas y la coraza, así como entre las placas y los tubos, deben ser pequeñas. Las placas deflectoras están soportadas por una o más varillas-guía, que se fijan entre las placas tubulares mediante tornillos de presión. Para el montaje de un cambiador de este tipo es preciso instalar primeramente las placas tubulares, varillas de soporte, espaciadores y placas deflectoras, y colocar después los tubos.

Las longitudes normales para la construcción de cambiadores de calor son 8 , 12, 16 y 20 pies. Los tubos se disponen en una ordenación triangular o cuadrada. Excepto cuando el lado de la coraza tiene gran tendencia a ensuciarse, se utiliza la disposición triangular, debido a que se puede conseguir una mayor Area de transmisión de calor. Los tubos en disposición triangular no se pueden limpiar pasando un cepillo ente las hileras de tubos puesto que no hay espacio. LOS diámetros de l a s corazas están especificados.

59


CONDENSADORES.

Como el nombre lo indica un Condensador de vapor es un dispositivo en el cual el vapor es condensado. El calor latente que cede el vapor en el proceso de condensación, lo recibe el refrigerante, constituido por agua. El vapor que entra en un condensador sale en forma de condensado, mientras que la temperatura del agua refrigerante que pasa a través de del condensador es mayor a la salida que a la entrada.

El aire contenido en el vapor, se separa con la condensación y es extraído del condensador con bombas o eyectores. En la figura 15 se representa en forma esquemática las caracteristicas esenciales de un condensador.

BOUBA DE EXTRACCION DE AIRE

V APO R ___) AIRE

; "" . . SAL1 DA DE AGUA DE REFRICERACION -i. i f . . I . . CON D ENSA D OR . . . . . .

COND ENS A D O

FIGURA 15

. .. "" "'c, it"


COLUMNA DE ABSORCION

La absorción es el proceso de separación en el que interviene la transferencia de uno o mas materiales desde la fase gaseosa hasta un solvente líquido. El (los) material (es), con la transferencia neta de la fase gaseosa a la fase liquida se conoce (n) , como soluto(s) . La absorción es un fenómeno físico y no involucra cambios en las especies químicas presentes en el sistema. Puede implicar el uso de una porción determinada del solvente solo una vez. No obstante con mucha frecuencia el vapor condensado (soluto), se separa del solvente y este se recircula al proceso.

Se han diseñado principalmente 3 clases de aparatos para la absorción que depende del contacto intimo entre la fase gaseosa y líquida siendo esta:

-Columna de platos -Columna empacada (relleno) -Columna spray.

Los cuales se muestran en la figura 16

. .IO n

FIGURA 16

62

” .. w-


Columna de relleno: Las columnas de relleno, contienen cuerpos sólidos de

extrañas formas que se hechan al azar en la columna o se distribuyen de manera ordenada. Estos cuerpos interceptan y retardan las corrientes del gas y del líquido que pasan por la torre, dándoles un curso tortuoso atraves del relleno. A s í se acrecienta la superficie de contacto entre las corrientes y también aumenta la turbulencia de las corrientes parciales.El primer requisito de un relleno es que suministre gran superficie efectiva de contacto entre la fase gaseosa y la fase líquida.

Existen multitudes de formas para el material de relleno, pero sólo unas cuantas tienen aplicación general, las cuales se muestran el la figura 17.

FIGURA 17 .)

63


COLUMNA DE DESTILACION.

El objetivo ’“general de la destilación es la separación de las sustancias que tiene diferentes presiones de vapor a una temperatura dada. La palabra destilación hace referencia a la separación física de una mezcla en dos o más fracciones que tienen puntos de ebullición diferentes.

Si se calienta una mezcla líquida compuesta de dos materiales volátiles, el vapor que se libera tendrá una mayor concentración del componente de más bajo punto de ebullición comparada con la del líquido del cual fue formado. Por lo contrario, si se enfría un vapor caliente, el componente con el punto de ebullición más alto tiene una tendencia a condensarse en una mayor proporción que el de menor punto de ebullición. Las primeras destilerías de alcohol para bebidas aplicaron estos conceptos fundamentales. La tecnología actual ha permitido la separación por destilación en gran escala del etilbenceno y p-xileno, los cuales tienen solamente una diferencia en los puntos de ebullición de 3.9 O F .

Una columna de destilación consiste de una serie de platos o bandejas. En operación normal hay una cierta cantidad de líquidos en cada plato y se hace algún arreglo para que los vapores que ascienden pasen a través del líquido y hagan contacto con él. El líquido descendente fluye hacia abajo desde el plato de arriba a través de un bajante, atraviesa el plato siguiente, luego sobre un vertedero y después sobre otra bandeja hacia el plato inferior tal como se presenta en la fig 18.

Tal como se indica en la fig 18 el vapor V, después de salir del plato superior entra al condensador en donde es total o parcialmente condensado. El líquido formado es recogido en un acumulador en donde la corriente del líquido (lo llamado reflujo) y la corriente de producto de cabaza D (llamado destilado) son retirados.

Cuando el vapor de Cabeza V, se condensa totalmente al estado líquido y el destilado D es retirado como líquido, el condensador recibe la denominación de condensador total. Si el vapor V, se condensa parcialmente al estado líquido para producir el reflujo y el destilado D como vapor, el condensador parcial. La cantidad de reflujo líquido se expresa comunmente en términos de la relación de reflujo Lo/D. Aunque la relacion de líquido interno a vapor L/V es referida en algunas ocásiones como la relación de reflujo se utilizará aquí para significar Lo/D.

64

. . .I ””” -


El líquido que sale del plato inferior de la columna entra al hervidor en donde es parcialmente vaporizado. El vapor producido puede fluir nuevamente hacia arriba hasta la columna y el líquido es retirado desde el hervidor y se denomina colas o producto de fondo B .

____f F X 179 i

A L I M E N T A C I O N P L A T O D E

E Xe O R P

FIGURA 18

-.- _* .- ,.-


TANQUES DE ALMACENAMIENTO,

Los tanques son receptáculos empleados para retener, transportar o almacenar líquidos o gases. Por lo común, se obtiene el costo mínimo con una forma cilíndrica vertical y un fondo relativamente plano al nivel del terreno.

El diseño preliminar de un tanque de almacenamiento es directo y elemental. S ó l o se necesita saber su tamaño, temperatura, presión y condiciones de exposición.

A causa de sus grandes superficies, los tanques de almacenamiento no pueden sostener diferencias de presión apreciables. La presión se libera automáticamente en los tanques que tienen techos flotantes, los cuales pueden moverse libremente.

LOS tanques elevados pueden proporcionar un flujo grande cuando se requiere, pero las capacidades de bombeo no tienen que ser de mas del flujo promedio. En esta forma es posible ahorrar en inversiones de bombas y tuberías. Un medio eficente de evitar las pérdidas por ventilación es el utilizar un tanque de volumen variable.


5.3. CARACTERISTICAS DEL EQUIPO AUXILIAR.

BOMBAS CENTRIFUGAS DE ETAPA SIMPLE*

La mayoría de los procesos en las industrias de procesos químicos (IPQ) incluyen la conducción de líquidos o transferencia de un valor de presión o de energía estática a otro.

La bomba es el medio mecánico para obtener esta conducción o transferencia. Las bombas como los compresores estan compuestos por tres elementos esenciales:

* Un motor que transmite su potencia a un eje motriz, * Un rotor acoplado a dicho eje y que es el que

* Una carcasa o estabor que sirve para limatar y10 obliga al fluido a desplazarse y , finalmente:

dirigir el flujo del fluido en cuestión.

Los motores están compuestos por aspas que podrán tener un diseño alargado -álabes- o corto -paletas- según la clase de fluido a manejar, el gasto requerido y la presión de trabajo necesario.

Las ventajas primordiales en el uso de bombas centrífugas son: la simplicidad, el bajo costo inicial, el flujo uniforme (sin pulsaciones), el pequeño espacio necesario para su instalación, los costos de mantenimiento, el funcionamiento silencioso y su capacidad de adaptación para su uso con impulsor de motor o turbina.

67


COMPRESOR CENTRIFUGO.

En un compresor centrífugo34 se produce la presión al aumentar la velocidad del gas que pasa por el impulsor y luego, al recuperarla en forma controlada para producir el flujo y presión deseados.

La selección del material para las carcasas y rotores depende del gas que se comprima.

1.-En el intervalo de 2000 a 200,000 ft3/min, y según sea la relacidn de presión, este compresor es económico porque se puede instalar en una sola unidad.

2.-Ofrece una variación bastante amplia en el flujo con un cambio pequeño en la carga,

3 .-La ausencia de piezas rozantes en la corriente de compresión permite trabajar un largo tiempo entre intervalos de mantenimiento, siempre y cuando los sistemas auxiliares de aceite lubricante y aceite de sellos esten correctos.

4.-Se pueden obtener grandes volumenes en un lugar de tamaño pequeño, Esto puede ser una ventaja cuando el tamaño es muy costoso.

5 . -Cuando se genera suficiente vapor en el proceso, un compresor centrífugo sera adecuado para moverlo con una turbina de vapor de conexión directa.

6 . -Su característica es un flujo suave y libre de pulsaciones.

Desventajas de l o s compresores centrífugos.

l*-LOS centrífugos son sensibles al peso molecular del gas que se comprime. LOS cambios improvistos en el Peso molecular pueden hacer que las presiones de descarga sean muy altas o muy bajas.

2--Se necesitan velocidades muy altas en las puntas para producir la presion. Con la tendencia a reducir el tamaño y aumentar el flujo, hay que tener mucho más cuidado al balancer l o s rotores y con materiales empleados en componentes sometidos a graddes esfuerzos.

3.-Un aumento pequeño en la caída de la presión en el sistema de proceso puede ocasionar reducciones muy grandes en el volumen del compresor.

4.-Se requiere un complicado sistema para aceite lubricante y aceite para sellos..

68

" "-. "


VALVULAS . Conforme avanza la tecnología y aumento la capacidad de

las plantas, han aumentado el tamaño y el costo de las válvulas y cada vez es mas importante el máximo ciudad0 en su selección. La selección de las válvulas incluye muchos factores y es preferible tener como referencia un sistema que facilite la elección. Se deben tener en cuenta, como mínimo, las siguientes características básicas:

* Tipo de válvula * Materiales de construcción * Capacidades de presión y temperatura * material de empaquetaduras y juntas * Costo y disponibilidad.

VALVULAS DE COMPUERTA.

La valvula de compuerta34 supera en número a los otros tipos de válvulas en servicios en donde se requieren circulación ininterrumpida y poca caída de presión. Las válvulas de compuerta no se recomiendan para servicios de estrangulación, por que la compuerta y el sello tienden a sufrir erosión rápida, cuando restringen la circulación y producen turbulencia con la compuerta parcialmente abierta.

Cuando la válvula esta abierta del todo, se eleva por completo la compuerta fuera del conducto del flujo, por lo cual el fluido pasa, en linea recta por un conducto que suele tener el mismo diámetro que la tubería.

Las características principales del servicio de las válvulas de compuerta incluyen: cierre completo sin estrangulación, operación POCO frecuente y mínima resistencia a la circulación.

LOS principales elementos estructurales de la válvula de compuerta son: volante, vástago, bonete, compuerta, asientos y cuerpo. Figura 19.

69

. rv' ,-


VALVULAS DE MARIPOSA.

Las válvulas de mariposa34 (figura 20) san uno de l o s tipos más antiguos que se conocen. Son sencillas, ligeras y de bajo costo. El costo de mantenimiento también es bajo porque tienen un mínimo de piezas móviles. El uso principal 'de estas válvulas es para servicio de corte y de extrangulación cuando se manejan grandes volumenes de gases y líquidos a presiones relativamente bajas.

~1 diseño abierto de flujo rectilineo evita la acumulación de sólidos y produce baja caida de presión. Su operación es fácil y rápida con una manija. Es posible moverla desde la apertura total hasta el cierre total con gran rapidez. La regulación del flujo se efectúa con un disco de válvula que sella contra el asiento.

Las principales características de los servicios de las válvulas de mariposa incluyen apertura total, cierre total o extrangulación. operación frecuente, cierre positivo para gases o líquidos y baja caida de presidn.

Los principales elementos estructurales de la válvula de mariposa son: el eje (flecha), el disco de control de flujo y el cuerpo.

~ .". "".

" - -"S


VALVULAS DE DIAFRAGMA

Las válvulas de diafragma se utilizan en servicios para corte y extrangulación y desempeñan una serie de servicios importantes para el control de líquidos. Estas válvulas aislan el líquido que se maneja del mecanismo de operación.

Cuando de abre la válvula, se eleva el diafragma fuera de la trayectoria de flujo y el líquido tiene un flujo suave y sin obstrucciones. Cuando se cierra la válvula , el diafragma asienta con rigidez contra un vertedero o zona circular en el fondo de la válvula.

Las aplicaciones principales de las válvulas de diafragma son para bajas presiones y con pastas aguadas que obstruirían o corroerían las piezas funcionales de la mayor parte de otros tipos de válvulas.

Estas válvulas no requieren empaquetadora en el vástago. Su duración (vida esperada) depende de .las presiones, temperatura y la frecuencia de las aperturas y cierres.

Los componentes principales son: el cuerpo, el bonele y el diafragma flexible.(Fig. 21)

FIGURA 21

72


5 . 4 . DISEÑO DE EQUIPOS.

En lo que concierne al diseño de equipos se describirá de manera concreta las dimensiones, el t i p o , el material y el costo de los equipos a utilizar para el diseño de la planta. Comenzaremos por dar los resultados de la lista del equipo del proceso, posteriormente del equipo auxiliar y finalmente de los accesorios.

L i s t a de Equipo para el Proceso.

Reactores y Columnas

TABLA 13 E Q U I P O T I P O R A D I O ( m ) A L T U R A ( m ) C O S T O

( P E S O S ) Ciclón X - 1 1 6 HX-1532 0 . 1 2 9 0 . 5 2 1 1 5 , 7 5 4 I Reactor R-110 Fluidizado 1 9 ' 0 0 0 , 0 0 0 I Lavado P-117 Aspersión 0 . 8 7 5 2 . 5 1 3 ' 1 6 5 , 5 1 0 Columna D-120 Empaque 0 . 5 0 2 . 7 1 1 2 ' 4 5 8 , 0 0 0 Columna D-130 De Platos 0 . 2 5 9 . 2 20,000,000 T O D O S LOS EQUIPOS SON DE A C E R O AL CARBON, CON E X C E P C I O N DE LA COLUMNA DE D E S T I L A C I O N QUE E S D E ACERO 3 0 4 .

Intercambiadores de Calor.

TABLA 9 r I

T I P O A R E A DE M A T E R I A L C O S T O T R A N S F E R E N C I A ( c m 2 ) ( P E S O S ) 1 I

E-119 Tubo y Coraza 1 9 1 6 . 4 7 Acero al C. 3'38.7,OOO II 2 1 6 6 . 2 8 II 2 ' 2 3 0 , 0 0 0

D o n d e C significa a l c a r b ó n .

7 3


Tanques de Almacenamiento.

TABLA 10 ' S U S T A N C I A A

R A D I O A L T U R A V O L U M E N U A T E R I A L A L U A C E N A R

C O S T O

( m ) ( m ) ( m 3 1 ( P E S O S ) Acroleina 1.25 1.527 7.50 Acero al C. lt45O,731.58 Propileno 2.00 6.25 22.43 2'901,463.16 Aire 1.25 8.690 42.64 aJ247,118.a9 Agua 1.25 6.021 29.56 11 5'717,816.73

D o n d e C s l g n l f l c a a l c a r b ó n . L A C A N T I D A D D E TANQUES D E A L U A C E N A M I E N T O P O R P R O D U C T O E S U N O , A E X C E P C I O N D E L A I R E O U E S E R E Q U I E R E N C I N C O .

L i s t a de equipo auxiliar

Bombas.

TABLA 11 CANTIDAD P O T E N C I A C O S T O U N I T A R I O C O S T O T O T A L

( h p ) ( P E S O S ) ( P E S O S )

4 16. O 130~a52.67 805,247.21 2 O. 5 25,163.97 50,327.95 2 5. O 115,754.29 213,508.57

Compresores

. TABLA 11 D E N U H I N A C I O N P O T E N C I A C O S T O U N I T A R I O C O S T O T O T A L

( h p ) ( P E S O S ) ( P E S O S )

G - 123 17.0 16'661,702 16'661,702 ,G - 114 6.5 10'314,387 10'314,387 I

74

". , . ~ . .. """- .

"

-*"-

R E S U L T A D O S D E L D I S E N O

Accesorios.

Válvulas.

TABLA 1 3

, n~ D I DA CANT IDAD C O S T O U N I T A R I O C O S T O T O T A L ( P u lg) ( P E S O S ) ( P E S O S )

1/ 2 5 33,833 169 , 165 3/4 1 33,833 33 , 833 1 2 11,216 22 , 432

Codos.

TABLA 14 M E D I D A C A N T I D A D cos O U N I T A R 1 0 C O S T O 1 O T A L ( P u l p ) ( P E S O S ) ( P E SOS)

1/ 2 25 1 , 500 37 , 500 3/4 6 2 , O 0 0 12,000 1 10 2 , 250 22 , 500

T de 1/2 1 2 I 500 2 , 500 Los codos son d e a c e r o a l c a r b ó n .

Tuberías.

TABLA 15 r I

H E D I D A C A N T I D A D C O S T O U N I T A R I O C O S T O T O T A L ( P u l g ) (m) ( P E S O S ) ( P E S O S )

1/ 2 285 4,797.20 1'367,202.00 3/4 45 6,325.20 284 , 634.00 1 115 8,782.70 1'010,010.50

L a s t u b e r í a s s o n d e a c e r o i n o x 1 d a b l e c é d u l a 4 0

75

para el proceso en la producción de Acroleína el número total de personas trabajando en la planta será de 18. Las gerencias estarán distribuidas de la manera siguiente:

Gerente General

I 1 Gerente de Ventas Gerente de Personal Ing. de la Pianta

Ahora bien, dentro de cada una de las tres últimas gerencias se encuestran:

Gerente de Ventas -Agente de Ventas. -Agente de Compras. -Secretaria

Gerente de Personal -Secretaria. -Mantenimiento

L

Ingeniero de la Planta -Técnicos. -Obreros. -Mantenimiento. -Ayudante en general -Laboratorista

76

PERSONAL NECESARIO

El sueldo anual se asigna de la siguiente forma:

TABLA 16

POSICION NUMERO SUELDO (PESOS) MENSUAL ANUAL

Gerente Gral. 1 6'000,000 72'000,000 Gerente de Ventas. 1 2'500,000 3Ot000,0O0 Gerente de Personal. 1 2'500,000 30'000,000 Ing. de la Planta. 1 3'000,000 36'000,000 Agente de Ventas. 1 2'000,000 24 '000,000 Agente de Compras. 1 2'000,000 24'000,000 Contador. 1 1'500,000 18 '000,000 Técnicos. 2 1'500,000 18'000,000 Secretarias. 2 850 ,000 10'200,000 Recepcionista 1 750,000 9~000,000 Obreros. 4 750,000 9'000,000 Mantenimiento. 2 650,000 7 '800,000 Ayudante en Gral. 1 1~000,000 12'000,000 Policia 1 950,000 11'000,000

C30 '500,OOO 366,000,000

7.- INVERSION TOTAL

7.1. INVERSION FIJA.

Costo del tamafio para la instalación de la Planta.

Superficie necesaria de terreno: 100 m X 120 m. (12,000m2)

Precio del terreno en la Colonia Hidalgo Oriente, Salina Cruz Oaxaca:

1 m2 = $93,000.00 12,000 m2 = $1'116,000,000.00

Costo de maquinaria, tanques de almacenamiento y accesorios.

$118'301,506.40

Vease tablas de apéndice -L

77 i

., .".

INVERSION TOTAL

Costos físicos de la Planta: Esto se hace con base a 10s datos anteriores y utilizando las recomendaciones de Peters.

TABLA 17 Rubro Costo $(pesos). Montaje e Instalación de Equipo 11'830.150.64 Tubería en General 2'661,845.00 Control e Instrumentación 11'830,150.64 Material e Instalaciones Elect. 11'830,150.64 Obra Civil (Edificios) 41'405,527.23 Servicios Auxiliares 17'745,225.96 Equipo de Seguridad 5'915,075.32 Implementos de la Planta 17'745,225.96 Impuestos a Contingentes 11'830,150.64 C T o t a l 1 3 2 ' 7 9 3 , 5 0 2 . 1 0

Muebles y Enseres

TABLA 18 I

Descripción Cantidad Pesos/Unidad Total(pesos) Máquina de Escribir Elec. 2 940,000 1'880.000 Coiputadoras PC/Impresora 2 Escritorios con Sillón 5 Escritor. con Sillón Ejec. 3 Sala de Juntas 1 Mesa para Juntas 1 Archiveros 3 Estantes 1 Librero 5 Fotocopiadora 1 Enseres Menores 1 C T o t a l

7'700;OOO 1'248,000 1'500,000 1'900,000 1'200,000

320,000 690,000 450,000

5'200,000 2'000,000

15'400;OOO 6'250,000 4'500,000 1'900,000 1'200,000 960,000 690,000

2'250,000 5'200,000

4 2 ' 220,000 2'000,000

7 8

INVERSION TOTAL

El gasto de inversión está dado por la suma de los rubros siguientes:

Terreno = $1'116,000,000.00 Equipo = $ 118'301,506.40 Muebles y Enseres = $ 42~220,000.00 Costos Físicos = $ 132'793,502.10 Gasto de Inversión $1' 409 ,315 ,008 .50

El precio de inversión está dado por el 5% del gasto de inversi6n total, por lo tanto:

Precio de Inversión = 0.05 X 1'409,315,008.10 = 70'465,575.00

Finalmente la inversión fija es la suma de todos los rubros anteriores, es decir, la suma de el gasto de inversión más el precio de inversión.

Inversión Fija = $ 1' 4 7 9 , 7 8 0 , 7 5 8 . 0 0

7 . 2 . CAPITAL DE TRABAJO.

El capital de trabajo se estima considerando un año de operación de la Planta.

Inventario de materias primas.

Producción diaria de acroleína = 194.44 Kg/día

r TABLA 19 Materias Cantidad Costo Total Costo Total Primas Necesaria(Kg/año) (pesos/mes) (pesos/año) Propileno 166,264.80 77'205,603.60 1926'467,243.20 Aire 985,345.20 Catal. (V-Ti) 3,ooo.oo 2,842,500.00 34,110,000.00 InV. de M a t . Primas r80,048,103.60 1960 '577 ,243 .20

79

. .. ... " - "

INVEHSION TOTAL

Costo de Producción.

~1 costo de producción en el proceso es: (capacidad anual de producción)x(costo unitario de

manufactura), es decir, W e se considera como un año de producción valuado al Costo de manufactura.

entonces Costo de Producción = (70,000 Kg/año) x (578.7 $/Kg)

= 40 '509 ,259 .26 pesos

costo de producción terminado: Se puede considerar igual a un año de producción valuada al costo de manufactura.

Costo de producción = 40 '509 ,259 .26 pesos

Cuentas por Cobrar. Se considera como la venta anual de acroleína producida, siendo ésta igual a 70,000 Kg/año.

Se supone que se consume todo el producto, por lo que:

El precio de venta es $64,303.98/Kg El Ingreso del producto es de $ 4 ' 5 0 1 , 2 7 8 , 6 0 0

Cuentas por Pagar. Es el costo de pago en un año se produccióon: es decir el inventario aproximadamente igual al inventario de mano de obra directa.

Cuentas por Pagar = 366,000 ,000 .00

Capital de Trabajo. Es la suma total de: inventario de materias primas + costos de producción + costo de producto terminado + efectivo en caja + cuentas por cobrar - cuentas por pagar.

Capital de Trabajo = 1'96OJ577,243.2O+ 4OJ5O9,259.26 + 40'509,259.26 + 4'501,278,600 - 366,000,000

= 6 '176 ,874 ,362 .

Inversión Total = Inversión Fija + Capital de Trabajo INVERSION TOTAL = 1'478,730,758.00 + 6'176,874,362

= 7'655 , 244,920

80

INVERSION TOTAL

7.3. BALANCES PROFORMA

En este punto se incluyen costos de dos tipos:variable y fijos.

COSTOS VARIABLES

Concepto Egreso Materias Primas 1,960,577,243.20 Mano de Obra Gral 131,400,000.00 Servicios Auxiliares 72,400,000.00 Suministro de Operac. 1,183,015,064.00 Mantenimiento y Reparac. 155,018,826.00 Regalías 22,506,393.00 Imp. sobre la Renta 112,531,965.00 Transporte 3,149,280.00

Z: 3.643 E9

COSTOS FIJOS Concepto Egreso(pes0s)

Cargos Fijos de Inv. 56,1713,785.68 Cargos Fijos de Oper. 20,340,000.00 Gastos Generales 40,511,507.40

C 117,030,293.10

En el Apéndice- L se en c uentran los calculos correspondientes en forma más detallada.

PUNTO DE EQUILIBRIO ECONOMIC0

El punto de equilibrio económico se determina de la siguiente forma:

Se tiene la ecuación:

donde : Y= a + bX

a= Costos F i j o s b= Costos Variables X= Capacidad de Operación de la

Planta.

- .-__I # -1-

INVERSION TOTAL

Sustituyendo valores,se obtiene que:

Y = 3,643,000,000X + 117,030,293.10

Por otra parte, para la linea de ingreso se tiene:

Y = IX donde :

I =ingreso por ventas. X =Volumen por ventas.

entonces Y = 4, 501,278,600 X.

En el punto de equilibrio económico los ingreso son iguales a l o s egresos , es decir, no existe ganacia, entonces, igualando las dos ecuaciones anteriores,se tiene que le punto de equilibrio es:

X = a/I-b.

Haciendo las operaciones correspondientes

X = 0.14

Es decir cuando la planta opera a O . 14, no existe ganancia . A una capacidad de operación menor a éSta se obtiene perdidas y a una capacidad mayor a ésta empieza a obtenerse la ganancia.

A continuación se muestra la gráfica de el punto de equilibrio.

82

INVERSION TOTAL

7.4. GANANCIA ANUAL O TASA DE RETORNO.

La tasa se retorno está dada por:

TASA DE RETORNO = Ganancia por año Inversión Total

Ganancia por año = 4'081,278,600

Inversión Total = 7'655,249,920

por lo tanto:

TASA DE RETORNO = 0.53

84

10.00

o.&

CURVA DE EQUILIBRIO ECONOMICO

-0 1 2 3

GRRFICR B 4 5 6 7

X E - 0 8 8 9 10

. """.". .. -

8.- BIBLIOGRAFIA

1.- Enciclopedia de la Tecnología Química.

2.- Mitchell, Lyne,et al.

3.- Folletos de PEMEX,Plantas de Acrilonitrilo 4 . - Anuario del ANIQ 1988 5. - De Rossi,Iguch,et al.

6 . - Synder and Hill Jr.

7 . - Libre, Barbaux, et al. 8.- Kremenic 9. - Xuenze and Kelks

10.-Grassel, Robert

11.-Wood,Wise annd Yolles

12. -Daniel and Flamerz

13. -Bond and Flamerz

14.-Foust A . S . ; Wenzel J.A. et al

Vol.

J.Chem.Soc,Faraday Trans 1,1981,77,2417-2427

Journal of Catalysis, 67,256-263 (1980) . Catal.Rev.Sci.Eng.,31(1&2),43-95(1989).

Applied Catalysis,6 (1983) 315-328.

Journal of Catalysis,64,295-3029(1980).

Applied Catalysis,15(1985) 127-139.

Journal of Catalysis 15,355-362(1969).


Applied Catalysis,46(1989)89-102.

Principio de Operaciones Unitarias CECSA, Cap. 20

Journal of Catalysis 104,71-79,(1987).

Ingenleria de la Cinetica Quimica.Cía.Editoria1 Continental.Méx.D.F.1990.

Applied Catalysis,27(1989)356-362.


Advance in Catalysis,27(1977).

Catalysis Review 15(1),1-52(1977).

Tesis, Cd Madero Tamps, México,1983.




Chemical Reactor Design Wiley 147-150

15.-BrQckman and Grabowsk

16.-Smith:,J.M.

17.-Bond,Zurita,Flamerz, et al

18.-Isaac Aso, Shigeiu Furukawa

19.-Keulks and Krenze

20.-Carrá and Forzatti

21.-Armendariz Herrera

22.-Inui,Veda

23.-BrQckman and Haber

24.-Imachi and Kuchzkowski

25.-Nauman E. Bruce

85

26.-Handbook of Separation Techniques for Chemical Engineers Schweitzer,Philip A. Editor "Chief Pag.10-17 Cap. 6.

27.-Kato,k and Wen Chemical Engineering Science,(1969),24,1351-1369.

28.-Chandnani,M,K. Hydrocarbon Processing,Nov.,l981,324-362.

29.-Ulrich,Gael D Diseño Y Economía de los procesos de 1ng.Química. Interamericana. Méx.D.F.1986.

Principios Básicos de los Procesos Químicos.Ed.El Manual Moderno.

31.-Burden, Richard L. ,Douglas Faires J. Análisis Numéricos.Gpo.Editor 1beroamericana.México.

32.-Paulov K.F.; Romankov P.C. et al. Problemas y Ejemplos para el Curso de Operaciones Básicas y aparatos en Tecnología Química.

Compresores Selección Uso y Mantenimiento McGraw-Hill

Válvulas Selección Uso y Mantenimiento McGraw-Hill

Unit Operations of Chemical Engineering McWraw-Will 1956

Fenomenos de Transporte Repla. S.A. Barcelona 1982.

Transferencia de Masa Fundamentos y Aplicaciones Hispanoamericana S.A.

Design HPI Plants for Safety Hidrocarbon Processing, November 1981 (324-362)

' 30.-Felder,Richard M.

33.-Greene Richard W .

34.-Greene Richard W.

35.-McCabe Warren L.; Smith Julian C.

36.-Bird R.; Estewart Warren E. et al.

37.-Maddox Robert N,; Hines Anthog L.

38.-Chandnani M.K.

86

APENDICE A

Mecanismo de formación de Acroleina

A través del uso de trazas isotópicas se ha demostrado que la oxidación selectiva procede Via la abstracción de un hidrógeno alilico, generado en la superficia activa del catalizador para formar un intermediario alílica simétrico.1 5 , 1 8 , 2 0 , 2 1 , 2 2 , 2 3 El mecanismo se muestra a continuación:

1. - El oxígeno molecular se disocia en la superficie del catalizador para formar dos átomos de oxígeno disociado.

0 2 ____.) 20-

2 . - La abstracción de un ión hidrógeno del propileno para un átomo activo de oxígeno O - .

3 . - El radical alilico es atado por el oxígeno, abstrayendo el segundo hidrógeno alílico.

CH2-CH-CH2 + O- C H 2 " C H " C H - + H z 0

4 . - Finalmente el oxígeno se inserta en el radical alílico formando la acroleina.

C H 2 " C H " C H - + O- CH*CH-CHO + H 2 0

Este mecanismo se representa figura 2 .

Para explicar la formación de acroleína se asume que el oxígeno es adsorbido y disociado sobre la superficie catalitica, esto se justifica porque es improbable que el oxígeno molecular se adsorba a temperaturas mayores de 4000C.17 La reoxidación a altas temperaturas es generalmente rapida, auque en sistemas multicomponentes estos son capaces de reoxidarse a bajas temperaturas.

En estudios de reducción17 se observó que la rapidez de reducción es mayor que la de oxidación; el experimento se realizó a una presión de propileno dada , con una temperatura de 3000C, se consumio completamente el oxígeno superficial en lOmin., en las mismas condiciones sólo el 4 0 % del oxígeno era recubierto. Para el mismo catalizador, la dependencia de los ordenes de reacción indican que la presión del oxígeno es la más importante para formar acroleína.

MECANISMO DE FORMACION DE ACROLEINA

C H

I Raptdo

CH = CH-CHO + H Z 0

APENDICE B

Utilización de l o s datos experimentales

UTILIZACION DE LOS DATOS EXPERIMENTALES

Nuestra fuente de información son las áreas representadas en los cromatogramas, de las cuales se obtiene un promedio matemático para obtener un dato representativo de las condiciones a las que se trabaja. A continuación se muestra un ejemplo con los datos experimentales para los cuales se obtuvó el mayor rendimiento del producto.

Areas obtenidas en el cromatograma a T = 400oC

En la Alimentación (Reactivos)

R A ZÓN 1

0.60 2095500. O 155460.d 1.14 335836.6 8734133.3 3.43 6709766.6 6132233.3 5.70 8950133.3 4646233.1

P R O P I L E N O A I R E

T A B L A I

En la Reacción (Productos)

R A Z Ó N P R O P I L E N O A I R E A C R O L E I N A c 0 2 0 . 6 0 1828425 . O 9510350. O 45785.25 228440.d 1.14 3150666 . 6 8411400. O 58665.33 216600.0

5.70 8921833 . 3 4411966. 6 82024.33 124526.q

' I

3.43 6580300. O 5912633. 3 77000.33 156940.0

T A B L A I I

Los factores de respuesta de las sustancias que intervienen en la reacción fuerón obtenidas en trabajos anteriores. Los factores de respuesta son:

fc02 = 1.53788079B-12 mol fAcrol= l. 00925E-12 mol fC3H6 = 1.29490510E-12 m01 fHM = 1.81E-6 m01 f A l r c = 3.33243678E-12mo1

Cdlculo de las moles que entran y salen en las reacciones

Para obtener los moles de cada componente de las reacciones que se llevan a cabo se multiplica el área del componente por su factor de respuesta. Por ejemplo para la razón 5.7 de la tabla I1 el namero de moles es:

W r o l = 1.00925E-12 mol (82024.33) = 8.278305E-8 VC02 = 1.53788079E-12mol (124526.6) = 1.915070E-7 V i r e = 3.33243678E-12mo1 (4411966.6) = 1.47026E-5 qC3H6 = l. 29490510E-12mol (8921833.3) = 11.552927E-6

datos que se encuentran reportados en l a s t a b l a s 111 y IV. Para l a s demás razones se realiza lo mismo, usando los mismos factores de respuesta para cada componente pero variando las áreas, ya sean d e entrada o sal ida según corresponda (de las tablas I y Ir).

TABLA DE HOLES DE LOS REACTIVOS QUE ENTRAN

R A Z ó N C 3 H 6 ( m o l ) E - 6 A I R E ( m o 1 ) E - 5 W 2 ( m o l ) & - S 0 2 ( m o l ) E - 6 0.60 2.7090 3.217343 2.54170 6.75641 1.14 4.3487 2.910602 2.29937 6.11226 3.43 8.6884 2.043533 1.61439 4.27142 5.70 11.5895 1.548331 1.22318 3.25149

T A B L A 1 1 1

TABLA DE HOLES DE LOS PRODUCTOS QUE SALEN

I R A Z ó N C 3 H 6 ( m o l ) E - 6 A I R E ( r o 1 ) E - 5 A C R O L ( m o 1 ) E - 8 C O Z ( m o l ) E - 7 O. 60 2.367628 3 16927 4.620876 3.5131348 1.14 4.079799 2.80305 5.920600 3.3310490 3.43 8.520833 1.97035 7.711260 2.4135010 5.70 11.552880 1.47026 8.278306 1.9150716

T A B L A I V

Cálculo de los f l u j o s de cada componente

Fr = lbOml/min

Pero FT es igual a: FT FAi re + FC3H6

donde : FT es e l f l u j o t o t a l con e l que se t raba jo FAtre = f l u j o de a i r e F C ~ H ~ = Flujo de propileno

La razón de f l u j o se define como:

FC3H6 Razón = -

Foz

además el €'Aire = FNZ + Foz donde FN2 = flujo de nitrógeno

Foz = flujo de oxígeno

siendo Foz = o . 2 1 F A l r e

FNZ = O . 7 9 F A i r e

entonces sustituyendo la ecuación ( 3 ) en (2) tenemos:

FC3H6 Razón =

O . 21FAirs

de la ecuación ( 4 ) despejamos F c ~ H ~

F c ~ H ~ = Razón(FAire)(0.21) y sustituyendo en la ecuación ( 1 )

por lo tanto FT FAire = Razón ( 0 . 2 1 ) + 1

Realizamos el cálculo, por ejemplo, para la razón de 0 . 6 a T=40O7C que utilizando la ecuación (5) tenemos:

Fhfre = 180 ml/min ( 0 . 6 ) ( 0 . 2 1 ) +1

para obtener un flujo total de aire de:

FAire = 1 5 9 . 8 5 7 ml/min

A s í , sustituyendo FAtre en la ecuación ( 1 ) obtenemos el flujo de propileno alimentado para la razón de 0 . 6 FC3H6 = 2 0 . 1 4 3 ml/min y de las ecuaciones (3) obtenemos los flujos de nitrógeno y oxígeno

FN2 = 1 2 6 . 2 7 8 ml/min Fo2 = 3 3 . 5 7 ml/min

Los flujos alimentados para las razones de flujos de 1 . 1 4 , 3 . 4 3 y 5 . 7 se obtienen de manera similar. Los flujos se dan a continuación para el catalizador de V-Ti-SO%.(Catalizador seleccionado por presentar mayor

$,"', +i rendimiento).

TABLA DE FLUJOS DE ENTRADA

R A Z ó N C 3 H 6 ( m l / m i n ) A I R E ( m l / m i n ) 0 2 ( m l / a l n ) N 2 ( m l / m i n ) 0 .60 2 0 . 1 4 2 1 5 9 . 8 5 7 0 3 3 . 5 7 0 1 1 2 6 . 2 8 7 1 . 1 4 3 4 . 7 6 8 1 4 5 . 2 3 1 5 3 0 . 4 9 8 6 1 1 4 . 7 3 3

5 . 7 0 9 8 . 0 7 0 8 1 . 9 2 9 9 1 7 . 2 0 5 3 6 4 . 7 3 5 3 . 4 3 7 5 . 3 6 4 1 0 4 . 6 3 2 9 2 1 . 9 7 2 9 8 2 . 6 6 0

T A B L A V

Cálculo de las fracciones de los reactivos

Ahora, de las corrientes que alimentamos (propileno y aire) cálculamos el número de moles totales(qT). Ver tabla 111. Para obtener las fracciones de éstos que se alimentan.

puesto que:

q02 = 0 . 2 1 q A i r e = 1 . 5 4 8 3 3 E - 5 ( 0 . 2 1 ) = 3 . 2 5 1 4 9 E - 6 mol qN2 = 0.79qAire = 1 . 5 4 8 3 3 E - 5 ( 0 . 7 9 ) = 1 . 2 2 3 1 8 E - 5 mol T)C3H6 = 11 .5895E-6

entonces T)T = 2 . 7 0 7 2 8 1 3 - 5 mol

La fracción mol se define como:

siendo T)I el número de moles del componente I

1 1 . 5 8 9 5 E - 6 xC3H6 = = 0 . 4 2 8 0 8

2 . 7 0 7 2 8 1 E - 5 mol

3 . 2 5 1 4 9 E - 6 m01 x02 = = 0 . 1 2 0 1 0

2 . 7 0 7 2 8 1 E - 5 mol

1 . 2 2 3 1 8 E - 5 mol

2.707281E-5 mol xN2 = = 0 . 4 5 1 8 1

con lo cual se genera la tabla siguiente:

r RAZÓN X C S H 6 X N 2 x0 2

0 . 6 0 0 . 0 7 7 8 3 0 . 7 2 8 0 3 0 . 1 9 4 1 4 1 .14 O . 1 2 4 9 6 0 . 6 9 9 4 1 0 . 1 7 5 6 3

5 . 7 0 0 . 4 2 8 0 8 0 . 4 5 1 8 0 0 . 1 2 0 1 0

TABLA VI

3 . 4 3 0 . 2 9 8 3 3 0 . 5 5 4 3 1 0 . 1 4 7 3 5

A s í mismo, para obtener las presiones parciales, ' s e utiliza la ley de Dalton que nos dice:

P1 = XiP ( 8 )

donde PI = Presion parcial del componente i XI =-Fracción mol del componente I P = Presión total

Por ejemplo, realizando el cálculo para el propileno a una razón de 0 . 6 y T=400oC tenemos:

XProptleno = O . 07783 P = 0 .77 atm.

por lo tanto PPropi1eno = 0 . 0 7 7 8 3 X 0 . 7 7 = 0 .559291 atm.

De manera similar se hacen los cálculos para los demas compuestos y a diferentes razones, generandose la tabla VI1

I RAZóN P C ~ ~6 (atm) ~ 0 2 (atm) ~ w 2 (atm) I O . 60 O . 059929 O . 14948 0 .48527 ~

1 . 1 4 0 . 0 9 6 2 1 3 O . 13523 O . 53854 3 . 4 3 0 . 2 2 9 7 1 4 0 . 1 1 3 4 6 0 . 4 2 6 8 9 5 . 7 0 0 . 3 2 9 6 2 6 O . 09240 0 .34788

J

TABLA VI1

Canversiones y tasa de reacción:

La conversión se define como:

x1 = c o - c - nA " co no

Trabajando con la relación de O. 6, obtenemos la conversión para la acroleína con los datos reportados en la tabla IV.

de manera similar se obtiene la conversión para el C O Z , y se genera la tabla VIII.

CALCULO PARA LAS VELOCIDADES DE REACCION.

La rapidez de reacción de la acroleína y del coz se calculan a partir de las conversiones de ambos productos y se dividen entre el tiempo de residencia (W/F).

W/F = 0.05gr/0.22gr/min = 0.2272min.

donde W es la masa del catalizador (gr) F es el flujo total (gr/min)

por lo tanto tenemos que:

W A = 0.017057/0.2272 = 0.075050min-1

De manera similar se hace para las demás razones y para las tasas de reacción del COz.(ver tabla VIII).

R A Z ó N X A C R O L x C 0 2 W A C R O L ( R C O 3 0.60 0.01705 0.12968 0.07505 0.57089 1.14 0.013610.07659 0.05993 0.33997 3.43 0.00894 0.02778 0.03937 0.12283 5.70 0.00714 0.01652 0.03145 0.07274

T A B L A V I 1 1

APENDICE C

Cálculos para l a c i n é t i c a de l a s r e a c c i o n e s

CALCULOS PARA LA CINETICA DE LAS REACCIONES

Una vez conocidas las tasas de reacción y las conversiones correspondientes, es posible obtener la cinética de reacción, que consiste en obtener las constantes de velocidad y los ordenes de las reacciones de las ecuaciones siguientes:

Nuestros modelos cinéticos correspondientes a las ecuaciones (1) y (2) respecto a la acroleína y al COZ son respectivamente:

a s WC3H40 = kl PO2 PC3H6

r # Rco2 = K2 Po2 Pcm6

El método matemdtico empleado para la solución de las dos ecuaciones anteriores es el de: análisis por regresión lineal24 que consiste en:

Dada una variable dependiente W con dos variables independientes a y S, donde R es función de las variables independientes de tal manera que:

Suponiendo que IR es una función lineal de a y 6 se cumple :

I R = K + a X + @ Y ( 5 )

Entonces, el analisis de regresión es usado para determinar l o s valores de a y @, por valores que miniminicen la suma de cuadrados para j experimentos, dado por:

J S = 1 ( W J - K - CrxJ - 6 Y J ) Z ( 6 )

J = l

La ecuación anterior nos indica que dado un valor fijo de experimetos j con modelo de parametros a y p como variables es posible generar el sistema lineal siguiente:

3flo + a1 X1 + xz = 1 Y 2

1 x1 + 1 x1 + XlX2 = YXI

1 x2 + c XlXZ + 1 xí! = 1 YX2

2

Extrayendo el logaritmo natural a las ecuaciones (3) obtenemos:

In (RC~HQO = lnkl + alnPo2 + @1nPC3H6 y

In Wc02 = lnKz + rlnPo2 + $hPC3H6

Ahora, aplicando el logaritmo a tenemos para cada uno por separado:

(8)

ambas ecuaciones

In (Rc~H~o = lnkl + alnPo2 + BhPC3H6 Y K x1 xí!

In Rcoz = lnKz + rlnPo2 + $lnPC3H6 Y K x1 xí!

Para facilitar los cálculos construimos la siguiente tabla, correspondiente a el modelo cinético respecto a la acroleína, basados en las tablas VI1 y VI11

In ( R c ~ H ~ o In R c o z lnPo2 lnPC3H6 -2.589096 -0 57089 -1.9006 -2.81356 -2.814530 -1 .O8708 -2.0000 -2.34116 -3.234670 -2 10141 -2.1763 -1.47092 -3.459454 -2 62083 -2.3816 -1.10980

1-12.097 1-6.38021 E-8.4574 x-7.7359

Se recurre a obtener la cinética para la tasa de reacción de la acrolefna, siguiendo el método para obtener los ordenes de reacción de la ecuación ( 3 )

. .. ” . .- yI_I__ ””” .

3K -8.45739 -7.735436 -12.0977

-8.45739 18.03070 15.878000 25.3286

-7.73554 15.87400 16.792400 24.4711

Resolviendo el sistema de ecuaciones obtenemos el valor de l o s ordenes de reacción y la constante de equilibrio que son:

K = 0.19951 = 0.20 a = 0.81723 = 0.82 /3 = 0.59150 = 0.59

El orden de reacción para la reacción respecto al coz se obtiene de la misma manera.

APENDICE D

Diseño del Reactor de Lecho Fluidizado

""I."- _"" "." - . ~

CALCULO DE LA DENSIDAD DEL CATALIZADOR

Para determinar la densidad de un sólido se prosigue de la manera siguiente:

1 . - Se pesa el picnómetro lleno de mercurio y la masa del cqtalizador fuera de éste (MI) MI = 387.68 gr

2 . - Se pesa el picnómetro lleno de mercurio (M2) M2 = 386.13 gr

3 . - Se pesa la masa del picnómetro lleno de mercurio y la masa del catalizador dentro de éste (M3) M3 = 376.672 gr

4.-Se hace la diferencia de MI - M2 para obtener la masa del catalizador (m) m = 1.55 gr

5.-Se hace la diferencia MI - M3 para obtener la masa del mercurio desalojada por el catalizador (m') m' = 11.008 gr

La densidad del catalizador y el mercurio están dadas por las ecuaciones (1) y ( 2 ) respectivamente.

p = m/v p f = mf/V'

despejando el volumen de ambas y puesto que el catalizador desaloja un volumen de líquido igual a su volumen entonces se cumple que V = V', por tanto:

p a t = mp f/mr

la densidad del líquido (mercurio) se cálculo experimentalmente como:

peso del picnómetro = 41.13 gr = XI peso del picnómetro + mercurio = 386.13 gr = X2

Volumen del picnómetro a 20 .40C = 25.202 cm3 = X3

PM = (x2 - X l ) / X s = 13.689 gr/cm3

Finalmente la densidad del catalizador es:

pcat = l. 9275 gr/cm3

CALCULO DE LA VISCOSIDAD DE LA MEZCLA A T = 400oC PARA EL REACTOR.

Se utilizan las ecuaciones (6) y ( 7 ) que se encuentran en el apéndice corrrespondiente al cálculo de la torre de absorción, de las cuales se obtienen las tablas siguientes:

~~ ~~~ " ~~ ~- ~ ~ ~

l-conPuEsTo F R A C C IÓN P(g/cm S )

1 - C3H6 0.4518 l. 8E-4 42 2 - Aire 0.4281 3.2E-4 29

T A B L A I

por consiguiente:

n XI M1 pmez= 1 X J 0 I J

= l.12E-4 + 1.167E-4 i = r

f i e l = 2.28788E-4 gr/cm S

CALCULO DE LA V E L O C I D A D M I N I M A DE F L U I D I Z A C I O W .

Datos a 400oC y 585mmHg

dp = 0.0149cm # = l Cmf = 0.46 p9 = palre = 4 .O3836 E-4 g/cms b e t = 2.2878 E-4 g/cm S

g = 980 cm/sz po = p a t . = 1.9275 g/cm3

sustituyendo valores en la ecuación obtenemos:

Uaf = 1.835 cm/s

por consiguiente, para diferentes relaciones de U/Umr se obtiene el valor de U.

U/Umf u (cm/s) 1 1.835 2 3.670

datos que son utilizados en el programa.

Desafortunadamente no fue posible hacer el diseño del reactor de lecho fluidizado a través del modelo de Kato-Wen, como se pensaba, a pesar de ser un algoritmo de ecuaciones algebraicas y sencillas. LOS datos que arroja el programa que se anexa en el apéndice N. no erán los indicados puesto que se obtenían valores de concentraciones de ambas fases negativas. El volumen en la fase emulsión también se hacía negativo y Bsto es imposible, a pesar de que se alimentaban datos positivos.

El programa consistía en fijar una velocidad mínima de fluidización L m f y un diámetro del reactor, para que posteriormente con balances de masa en la fase burbuja y fase emulsión se obtubiera la conversión y altura apropiada del reactor.

Consideramos que el programa anexado está bien elaborado, pués fue revisado varias veces.

Por otra parte atribuimos ésto a que no s e considero velocidad de reacción en la fase burbuja, pensando que el flujo de gas se iba solo por la fase emulsión junto con el catalizador, pero si las burbujas crecían muy rapido, entonces habia mayor probabilidad de que el catalizador se encontrara mayor tiempo en la burbuja y por consiguiente la velocidad de reacción es esta fase fuera notable.

El modelo de Kato-Wen es sencillo y consideramos que dentro de los estudios hechos para disenár los reactores de fluidización son bastante .aproximados al funcionamiento real. Aunque cabe mensionar que ultimamente hay estudios hechos en los que consideran introducir tubos horizontales dentro del reactor para poder asegurar un tamaño de burbuja constante y no permitir que el tamaño de éstas cresca, porque esto implicaría perdida de producto.

APROXIMACION DE LAS DIMENSIONES DEL REACTOR.

Para realizar los cálculos en el diagrama de flujo tuvimos que hacer una aproximación de las conversión de tanque pistón y tanque agitado, puesto que la conversión de lecho fluidizado se encuentra en medio de ambas. Esto se hizo debido a que el programa realizado para el lecho fluidizado no da datos satisfactorios.A continuación se analiza dichos tanques.

TANQUE DE FLUJO PISTON Los siguientes datos son tomados en base a la razón de

flujo= 5 . 7 , T=400 C, Catalizador V-T-50.

DATOS CAO = 11.59E-6 mol/min Ceo = 3.25E-6 mol/min f3 =0.59 a = 0 . 8 2 k = 0 . 1 9 9 Racr = 0.03144 t = 0.22 Donde :

CAO = Concentración de el propileno. CBO = Concentración de oxígeno. /3 = El orden de reacción con respecto al propileno. a = El orden de reacción con respecto al propilenó. k = Constante de velocidad. Recr = Tasa de reacción de la acroleina. 5 = tiempo de residencia.

Racr = k CA C B ~ B

Para el f l u j o pistón se tiene la ecuación 5-17 de Levenspieh.

y para la conversión,

despejando CA se obtiene

CA =CAO ( l -XA) .

Por estequiometria se tiene

XACAO = CBO- CB

CB = CBO - CAOXA (5)

Sustituyendo la ec (1),(4) y (5) en (2) se obtiene

resolviendo la integral, despejando valores, tenemos el siguiente valor:

( 6 )

XA y sustituyendo

XA = 0.75

TANQUE DE MEZCLA COMPLETA

Para este tanque se tiene la Levenspiel, descrita a continuación:

CAOXA z = ” - RAcro.

sustituyendo la ecuación (1) en la ec, ( 7 -

ecuacion 5-11 de

) , tenemos:

- c = CAOXA

kc.!% (1 - X 4 (CBO - CBOXA)

despejando XA y resolviendo con sus respectivos valores se obtiene:

Con las dos conversiones anteriores (fujo pistón y mezcla completa) se hace un promedio aritmético y se encuentra que la conversión de lecho fluidizado es de 0.81.Con dicha conversión se determinaron los calculos en cada equipo.

Al resolver la integral para el reactor de flujo tapón, se encontró que no era posible resolverla por fracciones parciales. Se probo por binimios diferenciales (ver Piskonova) y se observón que al trabajar con exponentes fraccionarios (0 .59 y 0.85) tampoco erá posible resolverse.

Por lo que se hizo una aproximación de la integral y posteriormente se resolvió.

Por otra parte, también se pudo haber resueltó por método gráfico (ver Levespiel)

DISEÑO DEL CXCLON.

D = d V/O.785Wc

AP = eo wc2 p g 2

donde :

D = diamétro del ciclón (m) V = gasto volumétrico (m(/s) WC= Velocidad del gas (m/s) PC= densidad de la partícula o catalizador (Kg/m3) pg= densidad del gas (Xg/ms) EO= coeficiente de resistencia del ciclon adimensional.

Datos :

C o = 160 V = 0.04 m3/s pc = 1927 Kg/m3 p g = 0.991 Kg/ms AP = 740 m / S

Despejando WC de la ecuación ( 9 ) se obtiene:

WC = 3 . 0 5 5 5 m/s

y sustituyendo en la ecuación ( 8 )

D = DC = 0.129m.

Utilizando un ciclón compuesto (figura 1). para encontrar las dimensiones del mismo tenemos:

Bc = Dc/4 = 0 . 0 3 2 3 m De = Dc/2 = 0 . 0 6 4 6 m Hc = Dc/2 = 0.0646 m LC = 2Dc = 0 . 2 5 8 m Sc = Dc/8 = 0.01610 m Zc = 2Dc = 0 . 2 5 8 m Jc = Dc/4 = 0 . 0 3 2 3 m

por lo tanto la longitud total (L) es de:

L = Z C + LC = 0 . 2 5 8 + 0 . 2 5 8 = 0.517 m

APENDXCE E

Diseño para l a torre de Lavado

DISEÑO DE LA TORRES DE LAVADO

Datos : mgases = 143 Kg/h Cpmex. ' = O . 2383 Kcal/Kg°C C~HPO = 1 Kcal/Kg°C

TEUPERATURA DE LOS GASES

TEntran = 4OO0C "salen = 98OC

ENTALPIA DEL AGUA

Hsale = 417.5 Kj/Kg HEntra = 84.93 Kj/Kg

XAO = O . 989 Kgmol/kgmol . KY = 4.5E-4-mol/cm3 S

Balance de energía

Despejando ~ H M sustituyendo datos tenemos:

IRHzo = 30.94 Kg/hr

Suponemos que la gotita del agua es esférica,de 0.05cm de diámetro y que desciende con una velocidad de 30.94 Kg/hr igual a 8.500 cm3/s.

La solubilidad del gas en el agua es despreciable de modo que WB= O(cero) .Suponiendo que la velocidad de evaporización es pequeña se aplica la ecuación 21-1-12 (Bird) a la fase gaseosa a la esfera para obtener:

WA - KYA(XAO - XA) + X A O ( WAW+ WB(W) ) (W)-

Despejando WA'"' y sustituyendo valores tenemos :

wA'"' = 1.598 crnz/s

La disminución de 0.7cm/s del didmetro de la gota indica que una gota del tamaño indicado caerd una distancia considerada antes que se evapore totalmente.El flujo de gas que entra a la torre de lavado es 39722.2 cms/seg.Siendo entonces el flujo total entrante a la torre 39730.75cm3/seg.

Teniendo la siguiente ecuación:

QTOT= (V) ( A) . donde :

A= Area ,de la columna. V= Velocidad mínima de vaporización.

Despejando A y sustituyendo valores tenemos:

A= 60198.06 cmz= 6.0198 m2

para una longitud de 2 . 5 m, tenemos

D=1756.8 cm.= 1.75 m.

APENDICE F

Diseño para l a torre de Absorción Empacada

i

DISEÑO DE L A TORRES DE ABSORCION EMPACADA.

La difusividad DAB de un sistema binario es una función de la temperatura, presión y composici6n. Para las mezclas gaseosas binarias a baja presión, DAB es inversamente proporcional a la presión, aumenta con la temperatura y , es casí independiente de la composición, para una mezcla de dos gases determinados.

Para determinar la difusividad binaría de el propileno, acroleína y agua se utilizó la ecuación 1 6 . 3 - 1 de Bird26 que es:

T PDAB a ( TCA Tcb =( PCA PCB) 1/3 ( TCATCB)S/IZ ( MA + ~ / M B ) 1/2 ( 1 )

donde DAB (= ] cm2s-1 P [=I atm. T [=] OK

Para mezclas gaseosas de gases no polares

a = 2 . 7 4 5 E-4 b = 1 . 8 2 3

En el caso del agua con un gas no polar

a = 3 . 6 4 E - 4 b = 2 . 3 3 4

Para el Coz , N2 Y el O2 utilizamos la ecuación 1 6 . 4 - 1 3 del Bird, que es:

donde :

DAB [= ] cm2/s

P [=] atm. T [=I OK

(TAB [=] A o

1 TC (OK) e/k(,K) Q (Ao) M Comptos

1

126.0 91.5 3.681 28.02 N2 6 155.0 113 3.433 32.00 02 5 304.1 190 3.996 44.01 co 2 4 647.2 "- "- 18.00 Hz0 3 365. O "- -" 42.08 C3H6 2 510.0 "- -" 56.00 C3H40

-

TABLA I

PC (atm)

51.58

218.0

33.5

COW. 1 ( PcAPcB) 113 (TcATcB)S/12 ( ~/MA+~/MB) 1/2a ( ) T b Dl2 ImziTi3

1 13.289 156.95 O. 2040 6.173E-9 O. 2627 a1,2 2 22.403 199.26 O. 2709 5.266E-4 0.6868 a1.3 3 33.517 145.46 O. 2014 7.659E-3 O . 7521 ai,r 4 13.680 109.85 0.2216 l. 347E-3 O . 4489 a1.s 5 11.999 100.76 0.2314 l. 627E-3 O . 4553 ai,6 6

2 21.468 173.34 0.2816 4.966E-4 O. 5179 a2,3 3 32.144 126.54 O. 2156 9.890E-4 O . 8673 a2,r 4 13.125 95.56 0.2345 1.828E-3 O . 5376 a2.5 5 11.508 87.66 0.2438 2.214E-3 0.5430 a2,6 6

3 25.145 160.64 0.2798 9.627E-4 O. 0880 83,b 4 22.127 121.31 0.2946 2.114E-4 O. 7806 a3,s 5 8 19.400 111.28 0.3021 2.691E-3 l. 5430 a3.6 6

TABLA I1

DIFUSIVIDAD (Utilizando parámetros de Lennard-Jones)

D4,s 4 3.557 101.683 3.55 0.909 0.656 D4,6 6 3.714 146.530 2.46 1.000 0.609 D5,6 5 3.838 131.860 2.74 0.972 0.548

TABLA 111

.

Para calcular la difusividad de cada compuesto en la mezcla, necesitamos de la difusividad binaria efectiva (Di,) la cual está definida en la ecuación 18.4-21 del Bird como:

A continuación mostraremos un ejemplo detallado para la primera difusividad (acroleina) y de la misma manera se determinan las anteriores.

Sustitutyendo los respectivos valores, se tiene el siguiente resultado:

Dim = - " 1 - 0 .05660 0 . 0 5 3 0 + O. 1 1 9 0 + 0 .0680 + O . 0317 + O. 6650 O. 2627 O. 6868 0.7521 O. 4489 0 . 4 5 5 3

= 0 . 4 6 9 2

1-COMPUESTO FRACC I ÓN MOL Dim (cm2/s)

C 3 H 4 0 O . 0566 O . 4696 C3H6 O. 0530 0.4462 coz O. 0680 0.4815 H z 0 0.1190 0.5316 02 O . 0317 0.6217 N2 O. 6650 0.2234

TABLA I V

Para cálcular la viscosidad de la mezcla se necesitan los datos siguientes:

1-COMPUESTO FRACCIÓN cc n

C3H4 0 O . 0560 l. 41E-4 56 C3H6 O. 0530 l. 50E-4 42 H z 0 o . 1190 l. 20E-4 18 coz O. 0680 1.70E-4 44 0 2 0.0317 2.35E-4 32 N2 O. 6650 2.05E-4 28

TABLA V

La viscosidad de la acroleina se obtuvo utilizando el método de Watson-Uyehara.

con M = 56 g/mol PC = 5 1 . 5 8 atm. TC = 5 1 OC

Por lo tanto

Ahora, de la fig 1 . 3 - 1 del Bird y con:

Pr = 1 a t m / 5 1 . 5 8 atm = 0 . 0 1 9 3 8 Tr = 673oK/5l.OoK = 1 . 3 2

se obtiene U/PC = O. 5

P o r consiguiente

C( = ~ ~ ( 0 . 5 ) = 2 8 2 . 4 7 E - 6 ( 0 . 5 ) = 1 . 4 1 2 3 E - 4

La viscosidad de la mezcla se calcula usando la ecuación 1 . 3 - 2 del Bird.

Realizando operaciones se tiene:

c 2

i-Compuesto j-Compuesto - Mi MJ

1 1 1 2 1.33 3 3.111 4 1.272 5 1.75 6 2.0

c 3

c 4

c 5

c 6

1 0.75 2 1 3 2.33 4 0.95 5 1.312 6 1.5

1 0.321 2 0.428 3 . .1 4 0.410 5 0.562 6 0.642

1 O. 7857 2 '1.0476 3 2.444 4 1 5 l. 375 61. 1.571

1 0.571 2 0.762 3 1.777 4 0.727 5 1 6 1.143

1 0.5 2 O. 666 3 l. 555 4 0.636 5 O. 875 6 1

1 0.940 1.175 0.830 0.60 0.687

l. 064 1 1.25 0.882 0.639 0.732

0.851 0.80 1 0.706 0.511 O. 586

l. 214 1.133 1.417 1 0.723 O. 829

l. 678 l. 566 l. 958 1.38 1 1.157

1.454 l. 366 1.708 l. 206 O. 872 1

1 0.839 0.575 0.809 0.597 0.588

1.188 1 0.703 0.962 0.709 0.703

1.52 1.31 1 1.25 0.942 0.945

1.24 1.15 0.725 1 0.731 0.725

1.27 1.45 1.04 1.70 1 l. 005

1.707 1.44 1.04 1.37 0.99 1

O. 0566 O. 0348 O. 0684 O. 0550 O. 0189 O. 3908 O. 6267

O. 0748 O. 0531 O. 0836 O. 0664 O. 0225 O. 4673 O. 7667 "

O. 1029 O. 0277 O. 1183 O. 0635 O. 0405 O. 6676 l. 0254

O. 0842 O. 0243 O. 0856 O. 0508 0.0314 O. 5122 O. 7885

O. 0862 O. 0308 O. 1228 O. 0864 0.0432 l. 7118 2.0700 "

O. 1154 O. 0304 O. 1229 O. 0695 0.0430 O. 7064 l. 0860

De la ecuación ( 6 ) encontramos la viscosidad de la mezcla

n xi pi pmez= - - 0 . 0 5 6 6 ( 1 . 4 1 E - 4 ) + 0 . 0 5 3 0 0 ( 1 . 5 E - 4 ) +

i=1 1 XJ 0 l J O . 6 2 6 7 0 . 7 6 6 6 7

0 . 1 1 9 0 ( 1 . 2 3 - 4 ) + O . 0 6 8 0 0 ( l . 7 E - 4 ) +

l . 0254 O . 7 8 8 5

0 . 0 3 1 7 0 ( 2 . 3 5 E - 4 ) + 0 - 6 7 5 0 ( 2 . 0 5 E - 4 ) 2 . 0 7 l . 0 8 6

m e s = 1 . 8 4 E-4

CALCULO DEL DIAMETRO DE LA TORRE.

E l peso molécular promedio del gas que entra a la torre de absorción e s :

n

PM = 1 MX = 4 2 ( 0 . 0 5 3 0 ) + 3 2 ( 0 . 0 3 1 ) + 4 4 ( 0 . 0 6 8 0 ) + 1 =1

5 6 ( 0 . 0 5 6 6 0 + 1 8 ( 0 . 1 1 9 0 ) + 2 8 ( 0 . 6 6 5 0 )

* Pfi = 3 0 . 5 2 kg/kgmol.

como trabajamos con gases la densidad de la mezcla, la sacamos utilizando la ecuación del gas ideal.

PV=nRT + m/v=P (PMVRT + pmes =P( P m / R T . ( 8 )

T= 9 8 OC = 371oK P=latm R=82.06 cm3atm/mol OC

Por lo tanto: pmet = 1 . 0 0 2 E - 3 g/cm3

Suponiendo un flujo de agua igual al flujo de gas entonces tenemos una razón de Gx/Gy=l.

Utilizando la ecuacidn siguiente que involucra la figura 2 2 . 4 (Mc-CABE) 34, tenemos:

Sustituyendo valores se obtiene:

GX/GY / 1 . 0 0 2 E - 3 / ( 1 - 1 . 0 0 2 E - 3 ) = 0 . 0 3 1 6

De la tabla 2 2 - 1 (Mc CABE) u, escogimos Anillo Raschig-Ceramico como relleno en la columna de absorción. Dicho anillo tiene las siguientes caracteristicas:

-Diámetro Externo: 1 pulgada -Longitud: 1 pulgada -Factor de empaque: 155 l/ft -Coeficiente de transferencia de masa relativo: 1 . 3 6 -Area superficial de volumen de la torre: 1 . 9 l/cm -Dencidad promedio de volumen de la torre: 4 2 lb/ftl -Factor de forma para anillo Raschg ( # ) : 0.79

-Utilizando la figura 11-4 obtenemos:

Despejando GY

GY = 0 . 2 5 2 5 g/cmz-seg

El flujo total de gas es:

2 3 8 3 . 3 3 gr/seg.

Si la velocidad del gas es la mitad de la inundación tenemos que el área es:

S = 2 3 8 3 . 3 3 0 g/seg 0 . 2 5 2 5 g/cml- seg/2 = 9438 .943 cm1

entonces el diámetro es: D = 1 0 9 . 6 2 6 cm 0 1.09m

Calculamos los coeficientes de transferencia de masa utilizando las ecuaciones 1 3 . 4 - 3 del Bird, considerando para ello que JD = JH

JH = 0 . 9 1 We) r L ~ (NRe < 50)

JH = 0.61 Re) J L S (NRe > 5 0 )

JD se define varios componentes

donde :

de la manera siguiente para un sistema de

SCim) 213

donde :

!f~ = factor para el anillo Raschig. a = superficie externa por unidad de volumen.

Pmiz = viscosidad de la mezcla.

Cálculamos el número de Re de la ecuación (15 )

NRe = O . 2 5 2 5 g/seg- cm I l . 9 0 2 8 8 ( O . 79) (l. 840E-4 g/cm- seg)

NRe = 9 1 2 . 8 6 1 .

puesto que se cumple la condición de que NRe > 5 0 , entonces se aplica la ecuación ( 1 2 ) , con JD = JH

por lo que

JD = 0 . 6 1 ( 9 1 2 . 8 6 ) - o . r l ( 0 . 7 9 ) = 0 . 0 2 9 4 5

por lo tanto de la ecuación ( 1 3 ) se despeja K x i

Kyi = ( 0 . 2 5 2 5 ) ( 0 . 0 2 9 4 ) ( 3 0 . 5 2 0 ) ( S C i r n ) 2 / 3

Kyi = 2 .43E-4 (SCim) 2/3

Calculamos SCIm de la ecuación (14)

SCim - l. 840E-4 O. 1840- l. 002E-3 Dim Dim

de aquí se obtienen los los resultados siguientes:

i (Set m)2 /3 KY i 2 1 O. 5358 4 53E-4 2 0.3132 5.31E-4 3 0.4383 5.59E-4 4 O. 4101 5.97E-4 5 0.3690 6 63E-4 6 0.7310 3.35E-4

I

TABLA VI

Datos para construir la curva de equilibrio.

Usando la ley de Dalton-Henry

loglo K = O . 0522 (-A) +

T donde: T = temperatura

B = presión barométrica A = calor latente parcial de vaporización del gas [=]

J/g-mOl

el valor de A para la acroleína y agua es respectivamente 30355.79 J/g-mol y 43635.171 J/g-mol

Tomando en cuenta que se va a absorber acroleína y agua se toma un promedio de los calores latentes teniendo entonces:

x = - 6 8 1 . 5 J/g-mol que sustituyendo en la ecuación (16)

loglo K = 0.05223 (681.5) +

98

K = 23.07

por otra parte sabemos que: K = Y / X

con la ecuación (17) se elabora la tabla siguiente:

x1 o. O001 o. 0002 O . 0004 O . 0006 O . 0008 0 . 0 0 1 0 . 0 0 2 0 . 0 0 4 0 . 0 0 6 O . 008 o. o1

Y 2 0 . 0 0 2 3 0 . 0 0 4 6 O . 0092 O . O 1 3 8 O . 0184 0 . 0 2 3 1 0 . 0 4 6 1 0 . 0 9 2 3 O . 1384 0 . 1 8 4 6

Trabajamos con una fracción de Acroleina en la entrada de la columna de destilacion de Y~1=0.0288 kgmol/kgmol.Obteniendo con esto la fracción de YA1 en equilibrio AI).

El líquido introducido a la columna de destilación es el agua, con un área transversal de 0.785 m2.

- YA1 = - =

l - Y A 1 O . 0288 kgmol/kgmol .

Con este dato y la curva de equilibrio obtenemos que VAZ= 0 .00114 .

Por lo tanto calculamos la linea de operación teniendo los siguientes datos:

Balance para el gas libre de soluto:

E = G ( 1 - y ~ )

Sustituyendo valores tenemos:

I

F - = 6.47 kgmol/hr m! (1 - O . 028) G = 6.29 Kg/hrmz

Balance de materia

- =A2 + ¿%!Al = LXAI + E A 2

-

Despejando y sustituyendo valores, tenemos:

- L = 142.22 kgmol/hr m(.= 2211.6 kg/hr

Teniendo que L i n = L , notamos que la linea de equilibrio y la linea de operación se ase.mejan, por lo que tomamos un flujo mínimo igual a 1.1, del cual se obtiene,z = 156.45 kgmol/hr mi.

-

Balance global

Despejando L. tenemos que es igual a:

L = 122.7343 kgmol/hr m(.= 2209.21 Kg/hr.

Condiciones de diseño para Is acroleina. Las fracciones molares en la columna son:

YA2 = 0 xA2 = 0 YA1 = 0.028 XAl = O. 00144

Flujo total por unidad de área: G = 6 .47 Kgmol/hr m].= 155.08 Kg/hr. Area = 0.785 m1 P h c r o l c i n a = 5 6 kg/kgmol.

El consumo que se absorbe de acroleina es (M):

M = G ( Y A I - YA2)= 6 . 4 7 kgmol/hr mz(0.028 kgmol/kgmol). M = 0.1811 Kgmol/hr m2 = 8 . 1 Kg/hr.

Balance para el componente CO2

- G Y1c02 = G Y2c02

- Yzc02 = G Y 1c02

G

Y2CO2 = 6 . 4 7 Kgmol/ hr IUZ ( 0.0435) 6 .29 Kgmo/hr mi

LOS balances para los demás componentes se hacen de la misma manera, teniendo entonces:

YC3H6 = O . 0364 Y02 = O . 0286

Y ~ 2 o = 0 . 9 5 0 0 YN2 = O . 6870

YC3H40= 0 . O 1 4 4

La altura de la torre se calcula con la ecuación 1 2 . 5 del Maddox.

Sustituyendo en la ecuación (19) valores tenemos que:

HOY = 0 . 0 8 8

utilizando la ecuación de la curva de equilibrio obtenemos los siguientes datos

- YA

O. 00288 O. 0272 O. 0260 O. 0248 O. 0236 o. 0222 o. 0210 0.0186 O. 0160 O. 0136 0.0110 O. 0086 0.0060. O. 0036 O. 00014

- - * YA-YA O. 0028 O. 0024 O. 0024 O. 0024 O. 0024 o. 0022 o. 0022 o. 0022 o. 0022 o. 0022 O. 0018 O. 0018 O. 0014 O. 0014 O. 0014

I/FA *YA 357.14 416.67 416.67 416.67 416.67 454.54 454.54 454.54 500.00 500.00 555.55 555.55 714.28 714.28 694.44

T A B L A I X

Aplicando el metodo del trapecio encontramos que el área bajo la curva es de 14.3982,siendo esto igual a :

NOY = -0 = 14.3982 0.0280 dY S,. o144 Y -Y

Con los datos encontrados tenemos que la altura de la torre es igual a :

H = HOY NOY = 2.71 m

I

APENDICE C

Diseño de la Columna de Destilación

"-

DISEÑO DE LA COLUMNA DE DESTILACION.

Tenemos el flujo que sale en la cabeza( el flujo de acroleina con su respectiva composici6n), se prosigue a realizar los balances siguientes:

Balance global

B = 2201.11 Kg/hr

Balance para el componente del agua:

2209.21(0.95) = S . l ( O . 0 2 ) + 2201.11 (XH20)

XHZO = 0 . 9 5

Balance de energia para el H20:

HXa = HXo + HXB + Q Q = HXa - HXD -HXB

Sustituyendo valores tenemos: ,

Q = 2920.26 Kj/Kg-mol.

Con estos datos no se puede utilizar la curva de equilibrio, por lo tanto'no podemos determinar el número de platos y a su vez el diámetro, ni la altura. Con nuestro flujo de entrada a la columna y con apoyo de la literatura, estimamos las siguientes dimensiones:

Altura = 9.2 m Diámetro = 0.5 m Niimero de Platos = 20

I

APENDICE H

Cálculo de los Intercambiadores de Calor

Para encontrar el diámetro y la longitud de 10s tubos interiores del intercambiador de calor se hece 10 siguiente:

Se piensa usar tubos de 3/4" equivalente a un diámetro

D = 0.019m. externo de:

El área tranversal por tubo es:

A = nr = 0.000285 m

De aquí se cálcula en número de tubos que está dado por la relación:

Area transversal Total No de tubos = Area transversal por Tubo

= 0.1916/0.000285 = 672.28

Para calcular la longitud de los tubos se tiene:

L =

Por lo tanto se obtiene una longitud de tubo de:

Area de transferencia/No de tubos n D

L = 1.4 m.

I

I

CALCULO DE LOS INTERCAMBIADORES DE CALOR.

Para el intercambiador E-121

Datos:

U1 = 2211.6 Kg/hr . w 2 = 700 Kg/hr C p ~ m = 1 KCal/Kg oC CPAire = 0.242 KCal/Kg OC Cpc02 = O . 2098 KCal/Kg OC CpC3~6 = 0.5059KCal/Kg OC C p o 2 = 0.222 KCal/Kg OC CpN2 = 0.2489 KCal/Kg OC

Xc02 = O . 0447 X c 3 ~ 6 = 0.0364

Thl = 980C, Tho = 200C, TCI = 20oC y Tco = ?

XN2 = o . 687 X02 = 0.0286

por tanto Spmez = O . 2 3 8 3 KCal/Kg OC

por otra parte tenemos que:

entonces de la ecuación ( 3 ) Q = -39676.10 KCal/hr

igualando con la ecuación ( 2 ) se obtiene el valor de la temperatura TCO

TCO = 76.68 OC

Para encontrar el área de transferencia se tiene la ecuación

donde Q = AUATln ( 4 1

A = área U = coeficiente de transferencia de calor global

que para gases tiene un valor de 0.013SKCal/hrcmz0F

ATln = ( T h f - TCO) - (Tho - Tci) In (Thi - Tco)/ (Tho - Tci) para flujo en con-

tracorriente.

Sustituyendo valores obtenemos:

A T l n = 66.7.70C= 152.19oF i

Despejando el area de la ecuación (4) se tiene:

A = 1916.470 Cm2 = 0,1916 mz

i

I

I

CALCULO DE LOS TANQUES DE ALMACENAMIENTO

PARA EL PROPILENO :

De los Balances de Materia resulta que se necesita de un flujo total para el proceso de propileno de 13665.6 Kg/mes, equivalente a 22421.000 Lts/mes.

El tanque de almacenamiento es de forma esférica, por tanto, la longitud se calcula de la manera siguiente:

V =3/4nr L

donde : V es el volumen del tanque r es el diámetro del tanque L es la longitud del tanque

Por lo tanto, para un diámetro de 4 m, la longitud correspondiente es:

L =4V/3nr2 = 4(26.63)/(3n x 2 ) = 2.830 m.

PARA LA ACROLEINA:

De los Balances de Materia resulta que se necesita de un flujo total para el proceso de acroleína 5833.296 Kg/mes equivalente a 6936.142 m /mes

El tanque de almacenamiento es de forma cilíndrica, por lo tanto, la longitud se calcula de la manera siguiente:

V = n r L

donde : V es el volumen del tanque = 7.5 m r es el radio del tanque = 1.25 m L es la longitud del tanque

Por lo tanto

L = V/nr = 7.5/(n x 1 . 2 5 ) = 1.527m.

Los cálculos para los tanques de almacenamiento de acroleína y aire son similares.

APENDICE J

Cálculo de Potencia en Bombas

I

CALCULO DE POTENCIA PARA BOMBAS

El procedimiento que se hace a continuación para calcular la potencia de la bomba ( L - l 1 8 ) l es el mismo que se hace para las demás bombas.

Partiendo del balance de energía que está dado por:

AE + A(- v2 ) + A Z A + A(PV) = Q - F - Wr 2gca gc

donde 1 F - f q T L 2gc D

se cálcula la potencia de la bomba.

De la ecuación ( 2 ) se cálcula 1 L que es la suma total de las tuberias y .accesorios involucrados.

Accesorio L/ D 1 L(m)

50m. de tubería "- 50.00 2 codos de 90 , 30 0 . 9 6 Una T 6 0 0 . 9 6 Total 51.92

entonces 1 L = 5 1 . 9 2 m

Del apéndice C - 6 a l c s e obtiene el área transversal de la sección interna del tubo para tubería de acero Céd. 4 0 y de 1 / 2 # # Posteriormente se calcula la velocidad y a que se conoce el flujo volumétrico (Q [=] m-r/hr) que es acarredo por la tubería.

Q = 1 6 7 . 5 5 m-r/hr A = 1 . 9 6 1 2 E-4 m~

V = 234.5073 m/s

Del apéndice C - 111 se obtienen l o s coeficientes de rugosidad relativa (C /D) para la tuberia 1/2#'~ siendo &te de:

C / D = 0 . 0 0 1 5 7 Del apéndice C-3 se lee el factor de fricción (f)

conocidos: en número de Re. y C/D.

Datos : Tubería Ced. 40 de 1/2)# D = 0.016 m pc3~6 = O . 8 534 6 Kg/m3

= 1.5 E-4 Kg/m S

D v p Re = - u

Re = 0.016 (35310.9) 1.37064 = 21347.8 1.5 E-4

por lo tanto:

f = 0.023

Una vez que se conoce 1 F se sustituye en la ecuación (1) y se obtiene Wr, que es la potencia teórica, siendo éSta de :

Wr = 8024.3 m2/s2

Para calcular la potencia real (Wreal) ,definida corno el cociente entre la potencia real y la eficiencia de la bomba tenemos:

7) = 70%

por lo tanto al sustituir valores en la ecuación (1)

Wreal = (8024.3 rnz/sz)/O.70

por lo tanto la potencia que se requiere es de:

Wreal = 11463.29 J/s O 15.36 hp/s I

i "

APENDICE I: Cálculo de l a Potencia de l o s Compresores

CALCULO PARA LOS COMPRESORES.

Para calcular la potencia que requiere el compresor (G-123) se pensó en trabajar a condiciones isotérmicas ya que esto nos ayuda a ahorrar energía, espacio y costos de producción.

A condiciones isotérmicas, el trabajo producido por un compresor esta dado por:

WIsot = RTln( Pi/P2) (1)

Datos: PI = 1 atm. PZ = 10 atm. (temperatura a la que se va a comprimir)

q = 70% (eficiencia considerada para el compresor)

G = 136.7 Kg/hr (flujo total que sale del absorbedor

P.Mnez = 0.0243 Kg/Kg-mol

TI = T2 = 2OoC O 293oK

R = 8.314 J/oK = 1.987 Cal/g-mol OK

para entrar al compresor) -

Haciendo las conversiones para R se tiene:

R = 81.769 KCal/Kg 1 K

Sustituyendo valores en la ecuación (1) tenemos: W I s o t = 55166.43 KCal/Kg

Por consiguiente la potencia del compresor es:

P = Wlsot G - 55166.43 KCal/Kg (136.7 Kg/hr) q

- 0 . 7 0

P = 10773216.29 KCal/hr

P =(lo773216 KCal/h 0.001163Kw 1.341 E-3 hp f ( 1 KCal/hr 1 Kw 1

Por lo tanto se requiere de un compresor que trabaje a una potencia de:

P = 16.8 hp.

Para el compreseor (G-114) se hace lo mismo.

1

I

I

APENDICE L

costos Económicos

DETERMINACION DEL PUNTO DE EQUILIBRIO.

1.- COSTOS VARIABLES

costo Ing. de planta $ 36,000,000. Técnico $ 36,000,000. Obreros $ 36,000,000. Mantenimiento $ 15,600,000. Ayudante $ 12,000,000.

Z. $135,600,000.

-Servicios Auxiliares.Este rubro lo constituyen los servicios siguientes: La energía eléctrica, el agua , y el combustible.

costo Combustible $ 22,000,000. Energía Eléctrica $ 14,400,000. Agua $ 36,000,000.

C $ 72,400,000.

-Transporte $ 3,1419,280.

-Mantenimiento y reparación.Este rubro es aproximadamente el 5% de la inversión total(anua1).

(0.05)(7'655 244 920)= $ 382,782,756.

-Suministro de operación.Este rubro esta representado por el 10% del costo de mantenimiento y reparacidn.

(0.01)(382,762,246)= $38,276,224.6

-Regalias.Este rubro está representado aproximadamente por el 0.5% de el valor de la producción.

(0.005)(4'501,278,600) = $22, 506,393.

-Impuestos sobre la Renta.Este rubro representa aproximadametne el 25% de los ingresos por venta.

(0.25)(4,501,278,600) = $112,531,965. 2.- COSTOS FIJOS

a).Cargos Fijos por Inversión.

D = Inversión - Valor de rescate Años de Vida uti1

-Edificios . Vida útil :aproximadamente 20 años. Valor de rescate aproximadamente 15% de la inversión qu se realizó en su adquisición.

-Maquinaria y equipo. Vida útil aproximadamente 10 años. Valor de rescate aproximadamente 15% de la inversión que se realizó en su adquisión.

DTot' -I Dí? = $11,815,362.94.

- Impuestos sobre la renta.Este gasto esta representado por aproximadamente el 2.5% de la inversión fija.

(0.025)(1'479,730,758)= $36,993,268.95

-Seguro sobre la renta.El gasto que se realiza en este rubro esta constituido por el 0 . 5 % de la inversión fija.

(0.005)(1'479,307.58)= $3'398'653.79.

-Rentas. No existe egreso por se todo propiedad de la planta.

La suma total de los cargos f i j e s de inversión son:

costo Depreciación $11,815,362.94 Imp sobre Renta $36,993,268.95 Seguro de Planta $ 7,398,653.79

E $ 56,207,285.68

b) Cargos Fijos de 0peración.Esta representado por el 15% del costo de la mano de obra en general.

(0.15) (135,600,000) = $20,340,000.

c) Gastos Generales.

-Gastos Administrativos.El gasto es aproximadamente el 0 . 5 % del ingreso por ventas.

(0.005) (4'501,278,600) = $22,506,393.

-Gastos de distribución y ventas.Este gasto esta representado por el 2% del costo total de el producto.

(0.02) (4'501,278,600)= $9'002,557.2

-Gasto de investigación y Desarrollo.Esta representado por el 2% de el costo total de ventas.

(0.002)(4'501,278,600) = $9'002,557.2

La suma total de los gasto generales son:

costo Administrativo 22,506,393 Gasto de dist y vent 9,002,557.2 Gasto de inv y des. 9.002,557.2

C$ 40,511,507.4

COSTO APROXIMADO DE LA PRODUCCION (capacidad mínima, media y máxima)

Los factores que se consideran para determinar el costo de producción son los siguientes:

CAPACIDAD MAXIMA

Producción anual de Acroleina = $70 O 0 0 kg/año. Costo de la producción anual = $40,509,259.26 .Costo de Transporte = $ 3 149 280. Costo de consumo de Enérgia Eléctrica = $14 400 O 0 0 Costo de consumo de Agua = $36,000,000. Cargo por mano de obra = $18,300,000. Costo total de materia primas = $1’960,575,243.2 Cargo por proceso = $68,139,037.9 Costo total aprox. del la producción de Acroleina =

$2’ 1 4 1 , 0 7 4 , 8 2 0 .

CAPACIDAD MEDIA

Producción anual de Acroleina = $43 750 kg/año. Costo de la producción anual = $25,318,125 Costo de Transporte = $1,9689,300 Costo de consumo de Enérgía Eléctrica = $9,000,000 Costo de consumo de Agua = $22,000,000. Cargo por mano de obra = $375,150,000 Costo total de materia primas = $1,225,354,527 Cargo por proceso = $170,347,594.8 Costo total aprox. del la producción de Acroleina =

$ 1 , 8 2 9 , 6 3 8 , 5 4 7 ,

CAPACIDAD MINIMA

Producción anual de Acroleina = $17,500 kg/año. Costo de la producción anual = $10,127,250 Costo de Transporte = $1,968,300. Costo de consumo de Energía Eléctrica = $3,600,000. Costo de consumo de Agua = $9,000,000. Cargo por mano de obra = $732,000,000. Costo total de materia primas = $490,204,310.7 Cargo por proceso = $272,556,151.6 Costo total aprox. del la producción de Acfoleína =

$1 ’519 ,456 ,012 .

Los resultados fueron calculados anteriormente,ver apéndice M. Para el cálculo de cargo de proceso se calcula dividiendo el monto de la inversión fija menos el costo del terreno entre la producción total que se espera tener durante la vida útil de la planta.

,

Para el cargo de mano de obra se determina dividiendo el costo anual de manos de obra entre la producción anual.

APENDICE X

Descripción del Diagrama de Flujo

!

I

DESCRIPCION DE LA PLANTA

ZONA DE REACCION (2-100)

Esta z'ona pertenece a la de reacción,en la cual se alimentan los reactivos (propileno y oxígeno) con un flujo total de 143 Kg/hr y una presión de 1 atm a T= 25oC.Estos reactivos se descargan en el reactor de lecho fluidizado (R-110) en el cual se lleva la reacción.El producto de reacción, que consiste en acroleina,bi6xido de carbono ,propileno ,etc., fluye por la corriente V I con una temperatura de QOOOC , ésta se incrementó debido a la rección ,por lo que se necesario descender la temperatura Para dicho fin, se introducen al lavador (P-117) utilizando agua con un flujo de 30.944 Kg/hr a una T=200C y una P=l atm.Este procedimiento hace descender la temperatura a 980C aproximadamente.El flujo de agua introducido se recupera por el domo se introduce a el compresor C-119 con el propósito de recuperar su temperatura de entrada (2OoC)el cual se recircula nuevamente al lavador. Los productos d e l lavador se introducen a la columna de absorción (D-120) que pertenece a la zona 200.

ZONA DE SEPARACION (2-200)

En esta zona se alimenta un flujo de 143.0 kg/hr(por la tuberia V I I ) , el cual pasa por la columna de absorción (D-120) operando éSta a una presión de ! atm. y T = 980C. El producto que se obtiene por el domo consiste en una fracción de acroleína de 0.0036 y una fracción de agua de 0.9964.Mientras que el producto que sale por la cabeza correspondiente por la linea VI11 lleva un flujo de 136.70 Kg/hr. con las fracciones siguientes: Xc3H6 = 0.095, X N ~ = 0 .721 , X02 =0.110, Xc02 = 0.071. Inmediatamente se alimentan a un intercambiador de calor(E-121) con una temperatura de 980C para reducirla a T = 200C, con la final idad de ahorrar energía en el compresor (G-123) ,teniendo como objetivo recuperar el propileno de l o s gases que salen del absorbedor. El propileno es recirculado por la linea X uniéndose con la linea I .

Para separar el producto de interés se alimenta una corriente de agua por la linea I X con un flujo de 2209.21 Kg de H20.

ZONA DE PURIFICACION (2-300)

Se alimenta un flujo total de 2211.76 Kg/hr a la . columna D-130, con fracciones de: X C ~ H ~ O = 0.0036~ XH20 =

0.9964 provenientes de la linea XI. El producto de cabeza que se obtiene en la columna, sale con una conversion del 8 0 % y un flujo de 8.10 Kg/hr con fracción mol de acroleína de 0.98 .El producto obtenido por el domo lleva un flujo de 2203.66 Kg/hr con fracción mol de agua igual a 0 . 9 5 y de acroleina de 0.01.

I

APENDICE N

Simulación del modelo de Kato-Wen,

I

I

J

PROGRAM ReacBurb; ( b t e programa a t a esta hecho para disenar un Reactor de k h o fluidicado a traves de el modelo de Kat- Wen)

USES CRT;

CONST n = 4; { n a el pado de Ir matriz jacobiana ) g = 981; { cm/s*s)

TYPE MATRIX= ABRA~l.m+l. l . .n+l] OF REAL; Ve=ARRAY[l.A] OF R E A L ;

VAR c1. Ct. CS, a, C11, U1 : W, { variables independientes ) DePe.RoPe.U,Umt,Dr,K~,K2,Lmt,No,E~,L,DB,DO, C e . E m c . u b , D d H . ~ , P e , W o : ~ A ~ fin1:REAL; V,CVe; i j:INTEGER; A: MATRIZ;

FUNCMON Elevr (x ,y :REAL) :R ; BeCXN IF- THgW

Eleva:= &p(fL+)) ELSE IF x=O TEEN

Eleva:=9; END;

PROCEDURE LSCDahq BEGIN DePe :=0.0119; {Diunetro de particula cm) Rope :=l.-; (Denaidad de particula gr/cmS) U d :=O.- (Vd0cid.d minima de fluidicacion cm/#} Dr :=e {Diametro del reactor} K1 :=0.19& (-te. de velocidad respecto a la acrolein.) K f :=4.35; (-te. de velocidad respecto al COZ) Lmf :==m; {Loyitud minima de fluidisacion) Cl :=0.00001f06;{Caactntracion del propileno en la burbuja} Ct :[email protected]~,(Coatcntrscion del propileno en la emulsion) CS :=0.006XWR{Concentracion del oxigeno en la burbuja) CI :=0.006S86S~fConcentracion del oxigeno en la emulsion)

U :=tt.t; {Vekidad Superficial) Uo :=rS.t; {Vdaidd inicid) No :=2.0; { j dr orificiu de la BUpedÍCiC/Cm2) Bml :=0.4% {Bpacioa * . c i a en el lecho)

m := 1.4*RoPe*DePe*(U/Umf); G e := (U-UnJ)/No; m := Eleva(6*Ce/Pi,O.46) / Eleva(g,0.2); DB := Eme (Lmf/Z)+DO; Cfl := O; (Concentration de el propil. en la bttrb.cn el plano n-1) -1 z O; (Conccntracion de el oxig. en l a burb.en el plato n- 1)

END;

PROCEDURE Define; BEGIN Ub I= (U0 - Ud) + B.fll*Eleva(g*DelH,O.5); & w r = 24'qr(Dr)*(L-Lmf)/(Pi*L*rqr(DelH)); PC := Ene*Pi*DelH*~~DelH)/(6*(Ub-Umf/EmC));

END;

FUNCTION CdE1e:REAL; BECM

:= ~[U-Umf)/(O.7ll*Eleva(g*DB,0.5)) END;

FUNCI'iON C&(i:INTEGER; D0,Erne:REAL):REAL; BECM

CdE := 2*DO*Exp((i-l)*ln(Z+Ema))/(Exp(i*ln(2-Eme))); END;

I

FUNCTION CdVe(j:MTBGER):REAL; BEOM

CMS j OF lSC.IVe:=Pe*(S*Uud/Emf); 2~C.LVa:=Pr*(Ub+2*Umf/Emf); S~Vt:=l*~r(Dr).(DelH)/Pi - V[2]; -. m;

( h a trracioncr ff 1, H 2 . 8 3 y H4 definen cada una de I r au.doacr qua c o m p e n el procero }

F U N m o H Hl(x1, Xi, X1I:REAL):REAL; BECM HI= m-) * (Ub-Umf/Eml)/(Ub+2*Umf/Emf)*(Xl-X2)*V[2]+

m/4 DrWr *U)*Xl-(Pi/l* Dr'Dr *U)*XlI; END.

FUNCTION HI(X1. Xt, X4:mL):REAL; BECM

(Pi/DdH) * (vb-Ur(lrlE~/(Ub+2*U~/E~*(Xl-X2).V[2~-

http://bttrb.cn

(KI*EIcva(X2,0.69) Eleva(X4,0.82) + K2/3'EIeva(X2,0.25) *Ekva(X4,1.S2)*V(S] ((1-Emf)/RoPe));

E N D ;

FUNCTION HS( XS, X4, XSl:REAL):RE*, BEGIN m-= (Pi/DelH) (Ub-Urnf/Emf)/(Ub+2*Umf/Emf)*(XS-X4)*V[21+

(K/4 Dr*Dr *U)*XS-(Pi/r Dr*Dr *U)*XS1; END,

FWNCTION A4( XI, XS, X4:REAL):REAL; BEGIN HI:= (Pi/DdH) (Ub-Umf/Emt)/(Ub+2*U~/Elllr)*(XS-X4)*V[2]-

(K1*Ek~.(X2,O.SQ)*Eleva(X4,0.82) + K2*S/2*Eleva(X2,0.26) *Ekv.(x4,1.S2)*V[S) ((1-Ernf)/RoPe)); -.

{VdU8 18 matrin jwobirna (A) para X1, X2, X3 y X4 }

PROCEDURE JACOBIANO(X1, X2, XS. X4:REAL); BBGM

Nl,l]:= (Pi/DelH) * (Ub-Umf/Eml)/(Ub+2*Umf/EmC).

NlJ]:= -(Pi/DclH) (Ub-Umf/Emf)/(Ub+2*Umf/Emf)*V[2]; A[l.S]:= O;

N1,4]:= O;

VtZ]-(Pi/4 Dr'Dr U);

NZ,l]:= (Pi/DdH) (Ub-Umf/Eml)/(Ub+2*UmflErnl)*V[t]; 42.2]:= (Pi/DdH) (Ub-Urnf/Emf)/(Ub+2*Urnf/Emf)*V[2]-

(O.SQ*K1*Ekva(X2,0.41)*Eleva(X4,0.82) + 0.25 *K~/S*EI~V~X~,O.~S)*E~~V~(X~,~.S~))*V[S]~ ((l-Emf)/hPe);

Nt.sJ:= o;

NS.lJ= o; Ap.2]= o;

N2.41:~ -0.82'K1*Eleva(X2,0.59)*Eleva(X4,0.18);

NS,S]:= (Pi/DetH) (Ub-Umf/Emt)/(Ub+2*Umf/Emf)*V[2]-

aS,41= -(Pi/DelH) * (Ub-U~/Elllr)/(Ub+2*Umf/Emf)*V[2]; a4,1]= O; A[4.2]:= -((O.59*K1*Eleva(X2.0.4l)*Eleva(X4,O.g?))+

(pill Dr*Dr *U);

S/8*Kt*Eltr~(X2,0.75)*Eleva(X~,i.S~))*V[~]* ((l-Emf)/bPe);

N43k (Pi/DelH) (Ub-Uml/Eml)/(Ub+2*Umt/Emf)*V(2); N4.41= -(Pi/DeUi) (Ub-Umf/Emf)/(Ub+2*Vmf/Eml)*V[2]-

~ ~ * ~ l * ~ ~ a ( X 2 , 0 . S Q ) * E l e v a ( X 4 , 0 . 1 8 ) + 1.S2 ~/~*K~*El~~X2,0.25)*Eleva(X~,O.S~)*V[S]* ((l-Emi)/Rope);

END;

I

{ ulcul. el rector de krminor indcpcndientrr ) I

PROCFDURE TERMNOS-INDEPENDIENTES (Xl, X?, XS, X4, X11, XS1:REAL); I

- -

X:=X+l; IF A[X,J]oO THEN

IF X<n+l THEN BEGIN

FOR Y:=l TO n+l DO BEGIN

M:=A[!,Y]; A[I,Y]:=A[X,Y]; A[X.Y]:=M

END; ACOMODA-RENG(A,I,J); REDUCE-TERM(A,I)

END ELSE

Pudo:=FALSE;

END; END;

E N D ;

PROCEDURE ESCRIBE-TABLA( VAR X1, X2, XS, X4, X11, XS1:REAL; Pudo:BOOLEAN; A:MATRIZ);

VAR UNTEGER;

BEG IN lF Pudo THEN

BEGIN XI:= X1 + A[1,5); X2:= X2 + A[t,S]; X&= XS + A[S,S]; XI:= X4 + A[4,S]; WRITELN(' ', XkIA,' ', X2:1:4,' ', X3:1:4,' ',

X4:1:4,' ', DdH:1:4, ' ', V[l]:l:4,' ', V[2]:1:4,* ', V[S]:l:4 );

END ELSE

WRITELN{'ERROR! ECUACIONES DEPENDIENTES'); END;

I

PROCEDURE Gaw(VAR XI, X2, X3, XI, X11, XSLREAL); VAR

PudorBOOLEAN; {Pudo determina 8i el rirtema tuvo rolucion} BECM

{CLRSCR;)

W W E L N ( ' XI X2 x3 x4 DelH V[l] V[2] VIS] I);

WRITELN,

XIl:=XI; xSI:=Xs; JACOBIAN0 (Xl, X2, XS. XI); TBRMINOS-INDEPENDIENTES(X1. X2, XS, X4, X11, X31); BESUELVB-SISTEMA(A, PUDO); ~ C ~ B E - T A B W ( X 1 , X2, XS, X(, X11, X31, Pudo, A );

XlI:=Xl;

BEGIN Nl.S]:= -Hl(XI, X), Xll ) ; A[fp.S]:= -B?(Xl, Xt, X4); NS.S]:= -HS(XS, XI, XS1); A[4.5]:= -HI(XZ. XS, X4); END;

PROCEDURE ACOMODA-RENG(VAR AMATRIZ; I,J:INTEGER); VAR

M : W ; BEGIN

M:=A[I,J]; FOR J:=l TO o+l DO

A[I,l]:=AD,m; END;

PROCEDURE REDUCE-TERM(VAR A:MATRIZ;I:INTEGER); VAR

X,Y:INTEGER; M:REAL;

BEGIN FOR X:=l TO n DO

BEGIN IF X o l THEN

BEGIN M:=ApJ]*(-l);

FOR Y=I TO n+l DO A[X,Y]:=A[I,Y]'M+A[X,Y];

END ELSE

FOR Y:=: TO n+l DO A[X.*=A[I,Y];

END; END;

PROCEDURE RESUELVE-SISTEMA(VAR AMATRIZ; VAR PUD0:BOOLEAN); { Resuelve el aiatcma A y = b }

VAR X.Y,I,J:INTEGER; M:REAL;

PUDO:=TRUE; FOR J:=l TO n DO

BEG IN

BEGIN k J ; IF A[I,J]oO THEN

BEGIN ACOMODA-RENG(A,I,J); REDUCE-TERM(A,I);

END ELSE

BEGM X:=J+I; WHILE (A&J)=O ) DO

XSl:=XS; READLN;

END;

BEG IN CLRSCR LeeData; k=l; Lr=CdEle;

REPEAT DelH:=CdR(i,DO,Eme); DeGnc;

FOR j:=l TO S DO

Vb]:=CdVe(j); Causa(C1, C2, CS, C4, C11, C31); il=i+l;

UNTIL (Lmf <= MA) ; FOR J:=1 TO S W

BEGIN

END;

WRITELN(I*t*.*I*CI.I************, 1; finlr=Lmf + 2 * ( L - L m f ) ; REPEAT

FOR j:=l TO S DO BEGIN

lqj]:=GdVe(j); Gwrr(C1, m. cs, c4, c11, C31); fiil:=fmf - DelH

END; UNTSL (tin1 <= DcUr );

,END.

Documents

Pag148.206.53.84/tesiuami/UAM7796.pdf · clorhidrinacicn, alquilación, polimerización, oxidación, reacción OXO, etc. , ... Calor y la electricidad, especialmente cuando está