73128114 trabajo completo sintesis de amoniaco

BARRIOS TAPIAS SHIRLEY MARGARITA

BUELVAS MERCADO TATIANA ELENA

CABARCAS BELTRAN DAVID ANDRES

CARROLL JIMNEZ JULIO CSAR

PROCESO DE PRODUCCIN DE AMONIACO

PROCESO DE PRODUCCIN DE AMONIACO

MECNICA DE FLUIDOS, TRANSFERENCIA DE CALOR Y

TERMODINMICA.

BARRIOS TAPIAS SHIRLEY MARGARITA

BUELVAS MERCADO TATIANA ELENA

CABARCAS BELTRAN DAVID ANDRES

CARROLL JIMNEZ JULIO CSAR

PRESENTADO A:

ING. MELANIO CORONADO

DISEO DE PLANTAS II

UNIVERSIDAD DEL ATLNTICO

FACULTAD DE INGENIERA

PROGRAMA DE INGENIERA QUMICA

BARRANQUILLA, SEPTIEMPRE DE 2010.

INTRODUCCIN

La energa juega un papel importante en la industria de los procesos qumicos ya que

de ah depende que la planta comience a marchar. En este trabajo se hace uso de los

balances de energa para determinar las consideraciones econmicas en un proceso

de produccin de amoniaco de 50000 ton/ao, Existen diversos mtodos para la

sntesis del amoniaco en este caso a partir de carbn, este se convierte en un gas de

sntesis que contiene monxido de carbn e hidrogeno, adicionando nitrgeno y

removiendo el monxido de carbn que contiene el gas de sntesis, y utilizando

metano como gas inerte.

El caso anterior es el de inters en el presente informe, estudiando todos y cada uno

de los equipos que intervienen en el proceso como intercambiadores, separadores,

compresores, vlvulas y el reactor. Esta clase de trabajos ayudan a desarrollar las

capacidades de diseo de los estudiantes, siendo este trabajo una continuacin de uno

realizado con anterioridad en el cual se tomaron como base los balances de materia.

Como se mencion anteriormente en el presente trabajo, se realiz un anlisis

econmico basado en los balances de materia y energa de las unidades del proceso y

se encontraron las condiciones ptimas de operacin de acuerdo a los requerimientos

de demanda y la materia prima disponible, empleando para ello la determinacin de

los grados de libertad y posteriormente la manipulacin adecuada de las ecuaciones

planteadas para obtener la solucin. Para todo lo anterior se hace necesario que los

estudiantes de ingeniera qumica desarrollemos capacidades para el diseo de

procesos y de la realizacin del respectivo anlisis econmico.

OBJETIVOS

Objetivo general:

Disear una planta para la produccin de 50000 ton/ao de amoniaco a partir

de un gas de sntesis.

Objetivos especficos:

Plantear un sistema de ecuaciones que demuestren el desarrollo del proceso de

produccin de amoniaco.

Resolver mediante la ayuda de lenguajes de programacin (matlab) los

diversos clculos para la obtencin del anlisis econmico de las diferentes

opciones del proceso.

Disear los equipos necesarios para cumplir con los requerimientos

establecidos posteriormente.

Hacer un anlisis econmico que nos permita establecer qu tan rentable

puede ser este proceso o no.

DESCRIPCIN DEL PROCESO

El gas de sntesis est disponible a una presin de y . Este es

mezclado y comprimido con una corriente de reciclo, y es calentado o enfriado a

para ser alimento a reactor.

El reactor opera adiabticamente. El efluente del reactor es enfriado, la presin es

reducida por una vlvula y la corriente es parcialmente condensada, la cual es rica es

amoniaco. Luego, es separada en un separador flash, produciendo amoniaco lquido y

gases ligeros. Para prevenir que la corriente de recirculado se acumule, una fraccin

de los gases ligeros se extrae en una purga, y los gases ligeros que permanecen son

recirculados y y mezclado con la corriente de alimento.

Descripcin de las corrientes del proceso

CORRIENTE 1: Contiene el gas de sntesis (72 mol% de H2, 24 mol% de N2, y 4

mol% de CH4), el cual es transportado al mezclador. Tiene una presin de 1000

kPa y una temperatura de 200 C.

CORRIENTE 2: Esta corriente contiene la mezcla del gas de sntesis junto con el

recirculado y es transportada hacia el compresor (C-601).

CORRIENTE 3: Incluye la mezcla del gas de sntesis alimentado y la del recirculado

a una presin aproximadamente de 3900 kPa. Esta es transportada hacia el

enfriador (E-601).

CORRIENTE 4: Esta corriente abarca el gas de sntesis pre enfriado a una

temperatura de 50 C y es enviado al segundo compresor (C-602).

CORRIENTE 5: Contiene la mezcla del gas de sntesis a una presin de 15035 kPa y

es enviada al enfriador o calentador (E-602).

CORRIENTE 6: Esta corriente contiene una presin de 15000 kPa y una

temperatura de 350 C y es enviada hacia el reactor.

CORRIENTE 7: Incluye como producto el amoniaco, los reactivos que no

reaccionaron junto con el gas inerte. Esta es transportada hacia un enfriador.

CORRIENTE 8: Contiene el efluente del reactor a una temperatura de 15 C y es

transportada hacia la vlvula de expansin.

CORRIENTE 9: Esta corriente comprende el efluente del reactor en una mezcla

liquido-vapor y a una presin de 1050 kPa. Es enviada hacia el separador (V-601).

CORRIENTE 10: Incluye como producto de fondo el amoniaco (50000 Ton/y) ms

alguna fracciones de metano, hidrogeno y nitrgeno.

CORRIENTE 11: Contiene como producto de tope los gases ligeros ms algo de

amoniaco esta es enviada hacia el divisor de corrientes.

CORRIENTE 12: Es usada como combustible para un horno. Contiene parte de los

gases y no tienen ningn crdito.

CORRIENTE 13: Contiene el recirculado (gases) y es enviada al mezclador.

Descripcin de los equipos del proceso

COMPRESORES (C-601/C-602)

Estos comprimen el alimento para que la corriente de entrada del reactor tenga

15000kPa, El compresor consiste en dos etapas con idntica relacin de

compresin. Los compresores son adiabticos con una eficiencia del 65%.

INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-601)

Este es un interenfriador, enfra la corriente de alimento a 50C usando agua de

enfriamiento. La cada de presin es 35kpa. En los compresores no se obtiene fase

liquida, por tanto la alimentacin y la salida de este intercambiador de calor debe

ser 100% de vapor.


Este intercambiador de calor calienta o enfra la corriente de alimento del reactor a

350C. La cada de presin es 35 kPa

REACTOR (R-601)

Es un reactor adiabtico. Es esencialmente un conducto empacado con catalizador.

La presin de entrada es 15000 Kpa. la aproximacin al equilibrio es de 10 C, y la

cada de presin es 50 kPa.

La reaccin que ocurre es reversible.

La constante de equilibrio sobre un amplio rango de temperaturas est dado por:

[

]


Este intercambiador de calor enfra y parcialmente condensa el efluente del reactor

a la temperatura que condensa el amoniaco. La cada de presin es 35 kPa. La

vlvula posterior reduce la presin a la entrada del flash a 1050 kPa.

SEPARADOR DE FASES (V-601)

Este tanque separa los gases ligeros del amoniaco. La cada de presin a travs del

tanque es 25kPa, con lo cual existe una cada de presin de 25kPa en la corriente de

reciclo, el vapor existe en la corriente de tope y el lquido existe en la corriente de

fondo, asuma un tiempo de residencia igual a 10 min, para realizar el

dimensionamiento, posteriormente la relacin entre el reciclo y al purga es de 9:1.

DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA

Se requiere realizar la optimizacin de 3 mini diseos estos son: zona de alimentacin,

diseo del intercambiador de calor y de la zona de produccin.

Mini diseo 1.

Zona de alimentacin (mecnica de fluidos y termodinmica).

Se optimizara la seccin de alimentacin del proceso, el cual incluye la alimentacin a

compresores, el inter enfriamiento, y las corrientes de la 1 hasta la 5. Las condiciones

del proceso debern tomarse de la simulacin del caso base (realizada en Matlab) y

las propiedades del simulador Hysys. Para el intercambiador (E-601) el diseo en

detalle se requiere en el mini diseo 2. Para la optimizacin, reas de transferencia de

calor (y subsecuentes costos) deberan ser estimados utilizando un coeficiente global

de transferencia de calor de 60 W/m2C

La funcin objetivo para la optimizacin debera ser el costo de operacin anual

equivalente (EAOC, $/y) para esta seccin est definido como:

(

*

Donde CAP ($) es el capital de inversin para compresores, intercambiador de calor y

la tubera, AOC ($/y) es el costo de operacin anual, el cual incluye costo de utilidades

para el intercambiador de calor y compresores, y

(

*

( )

[( ) ]

Dnde:

( ) y ( )

El dimetro optimo y el nmero de cedula para la tubera, el rea de transferencia de

calor, el calor del intercambiador, y la potencia del compresor que minimizan el EAOC

debera ser determinado.

Mini diseo 2.

Diseo del intercambiador de calor (E-601).

Para el diseo del intercambiador de calor se requieren las condiciones de la

simulacin del caso base. Se debe asumir que el agua de enfriamiento est disponible

a las condiciones especificadas en el apndice de este proyecto. Para el diseo del

intercambiador de calor, la siguiente informacin debera ser proporcionada.

Dimetro de la coraza.

Numero de tubos y pasos por tubo.

Numero de tubos por paso.

Espaciado de tubo y arreglo (triangular/ cuadrado/)

Numero de bafles por lado de la coraza y su arreglo.

Dimetro, espesor de la pared del tubo y longitud de los tubos.

Coeficientes de pelcula alrededor de la coraza y de los tubos.

Calculo del coeficiente global de transferencia de calor.

rea de transferencia de calor.

Cada de presin en los tubos y coraza.

Materiales de construccin.

Costo aproximado del intercambiador.

Un detalle (esquema) del intercambiador de calor debera ser anexado junto los

clculos anteriormente establecidos.

Mini diseo 3.

Zona de produccin (termodinmica).

Se optimizara el flash y el sistema de reciclo, el cual incluye las corrientes 8, 9, 11, 12 y

13 junto con C-601/602, E-601 y V-601. La funcin objetivo para la optimizacin

debera ser el costo de operacin anual equivalente (EAOC, $/y) para esta seccin est

definido como:

(

*

Donde CAP ($) es el capital de inversin para compresores, intercambiador de calor y

separador, AOC ($/y) es el costo de operacin anual, el cual incluye costo de utilidades

para compresores as como tambin el costo del alimento. Y

(

*

( )

[( ) ]

Dnde:

( ) Y ( )

Las variables de optimizacin pueden incluirse, pero no estn limitadas por la presin

y temperatura del separador, y por la relacin de reciclo a purga. El costo de equipo y

de materia prima, valores del producto y eficiencias de equipos son encontrados en el

apndice.

La termodinmica de la mezcla de amoniaco, nitrgeno, hidrogeno y metano que entra

en el separador debera ser modelada con exactitud. Inexactitudes en la

termodinmica del equilibrio lquido - vapor de esta mezcla puede conllevar a clculos

inexactos de la separacin de fases y del costo global de la planta. Se realizara un

diagrama T- xy de los pares de componentes para encontrar las posibles presiones de

operacin.

ANALISIS DE GRADOS DE LIBERTAD DEL PROCESO

Punto de mezcla

Variables

Flujos 3C

Temperatura 3

Presin 3

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

G.L 2C + 6

Compresor C-601

Variables

Flujos 2C

Temperatura 2

Presin 2

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

Igualdad de entropas 1

G.L C +3

Intercambiador C-601

Variables

Flujos 2C

Temperatura 2

Presin 2

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

G.L C +4

Compresor C-602

Variables

Flujos 2C

Temperatura 2

Presin 2

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

Igualdad de entropas 1

G.L C +3

Intercambiador C-602

Variables

Flujos 2C

Temperatura 2

Presin 2

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

G.L C +4

Reactor R-601

Variables

Flujos 2C

Temperatura 2

Presin 2

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

Cada de Presin 1

G.L C+3

Intercambiador C-603 (Condensador Parcial)

Variables

Flujos 3C

Temperatura 3

Presin 3

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

Relaciones de equilibrio C

Igualdad de temperaturas 1

Igualdad de presiones 1

G.L C +4

Vlvula y separador de fases

Variables

Flujos 3C

Temperatura 3

Presin 3

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

Relaciones de equilibrio C



G.L C +4

Divisor de corriente

Variables

Flujos 3C

Temperatura 3

Presin 3

Calor 1

Ecuaciones

Materia C

Energa 1

Igualdad de concentraciones C 1



G.L C + 5

BALANCES DE MATERIA Y ENERGA

PUNTO DE MEZCLA:

B.M:

B.E:

Dnde:

Siendo:

La entalpia ideal la cual es la suma de la entalpia estndar ( ) y la

correlacin de en funcin de la temperatura.

La entalpia residual la cual se halla por la ecuacin de Peng- Robinson.

( )

( )

Como se trata de una mezcla las propiedades se hallan de acuerdo a la contribucin

de cada componente.

RELACIN DE COMPRESIN:

Relacin de compresin para el compresor C-601:

( )

Relacin de compresin para el compresor C-602:

( )

De la ecuacin ( ) ( ) se tiene que:

( )

( ) ( )

Combinando las ecuaciones (3) y (4) se obtiene:

( ) ( )

Si

Reordenado la ecuacin:

Del proceso se conocen , solo resta resolver la ecuacin para hallar la

relacin de compresin de cada compresor.

COMPRESOR C-601:

B.M:

B.E:

Para el clculo del trabajo real del compresor, se asume que el gas sigue un

comportamiento politropico ya que en la prctica usualmente la compresin de un

gas no es completamente adiabtica ni ideal.

La eficiencia politropica est dada por:

Donde es el flujo volumtrico a la entrada del compresor.

El coeficiente politropico se puede estimar a partir de:

(

)

[ (

)

( )

]

Donde es la eficiencia isentropca del compresor, la cual para este proceso es el

65 Para gases diatnicos se tiene que el valor tpico para es .

Por tanto, el trabajo real de compresor es:

[ ( *

]

Adems, se puede hallar la temperatura de salida por medio de la siguiente

ecuacin:

( *

INTERCAMBIADOR E-601:

B.M:

B.E:

Dnde:

Siendo:




Por tanto la ecuacin queda expresada en la siguiente forma:

( )

( )


de cada componente.

COMPRESOR C-602:

B.M:

B.E:

Para el clculo del trabajo real del compresor, se asume que el gas sigue un

comportamiento politropico ya que en la prctica usualmente la compresin de un

gas no es completamente adiabtica ni ideal.

La eficiencia politropica est dada por:

Donde es el flujo volumtrico a la entrada del compresor.

El coeficiente politropico es:

(

)

[ (

)

( )

]

En donde para gases diatnicos se tiene que el valor tpico para es y es la

eficiencia isentropca la cual es dada por el proceso.

Por tanto el trabajo real de compresor es:

[ ( *

]

Para este compresor se puede hallar la temperatura por medio de la siguiente

ecuacin:

( *


B.M:

B.E:

Dnde:

Siendo:




Por tanto la ecuacin queda expresada en la siguiente forma:

( )

( )


de cada componente.

REACTOR R-601:

Balance de Materia:

Balance de cada componente con respecto al reactivo limito

Por lo tanto las moles totales son:

( )

Expresando los balances de los componentes en trminos de la composicin del

reactivo lmite en el alimento, se tiene:

( )

( )

( )

( )

Para un reactor tipo PBR el cambio de la concentracin con respecto al volumen es:

( )

Velocidad de reaccin:

(

)

(

)

[ ]

[ ] [ ]

Las presiones parciales de cada componente, usando la ley de gases ideales son:

Por tratarse de una reaccin en fase gaseosa, se hace uso de la siguiente expresin

para hallar el flujo volumtrico ya que en este tipo de reaccin el volumen varia con

la conversin, presin y temperatura.

( )

( )

Siendo:

( )

Por tanto las presiones parciales de cada componente quedan expresadas de la

siguiente manera.

( )

( )

( )

( )

( )

( )

Modelo para la cada de presin:

Para la cada de presin se utiliza la Ecuacin de Ergun:

( )

* ( )

+

Dnde la densidad del gas se obtiene a partir de:

( )

( )

Como la cada de presin depende de la longitud recorrida, se aplica la regla de la

cadena para dejarla en trminos del volumen recorrido en el reactor:

(

)

( )

* ( )

+

( )

Balance de energa:

Para un PBR el cambio de la temperatura con respecto al volumen tiene la siguiente

relacin:

( ) ( )

( )

( ) ( )

( )

Donde la entalpia de reaccin se calcula por medio de:

( ) ( )

la entalpia de gas ideal y la capacidad calorfica de la mezcla se calcula por medio

de:

( )

( )

( )

( )

( )

Para lograr obtener la temperatura final del reactor, se resuelve el sistema de

ecuaciones diferenciales sin cada de presin, es decir, con fraccin de vaco igual a 1,

con esto se logran obtener los perfiles de conversin y temperatura hasta cuando se

logra el equilibrio, esta ltima conversin y temperatura son las de equilibrio,

posteriormente se resuelve nuevamente el sistema de ecuacin pero con la cada de

presin del modelo, es decir, con fraccin de vaco igual a 0.5, y se capturan los datos

de conversin y presin, cuando se ha alcanzado un temperatura tal que sea 10C

menor que la temperatura de equilibrio .


B.M:

B.E:

Dnde:

Siendo:




( )

( )


de cada componente y en cada fase, para el clculo del equilibrio de fases se utiliza

un clculo flash isotrmico.

VLVULA Y SEPARADOR DE FASES V-601:

B.M GLOBAL:

Dnde:

es el flujo molar de la corriente de alimento a la vlvula.

es el flujo molar de la corriente de lquido (pesado).

es el flujo molar de la corriente de vapor (ligero).

B. M. POR COMPONENTE:

; Para i = , , 3, 4, , n

Dnde:

es la composicin molar de la corriente de alimento (Composicin global).

es la composicin molar en la fase lquida.

es la composicin molar en la fase vapor.

es el nmero de componentes en la mezcla

B.E:

Relacin de equilibrio de fases:

; Para i = , , 3, 4, , n

Dnde:

es la constante de equilibrio de fases para cada componente.

Para las composiciones se debe cumplir que:

; Para i = , , 3, 4, , n

; Para i = , , 3, 4, , n

Y adems:

Constantes de equilibrio de fases:

Una forma conveniente de la ecuacin de estado es la siguiente, en trminos del

factor de compresibilidad:

( ) (

) (

)

Dnde:

Una regla de mezclado muy recomendada es:

( )

Donde puede ser la composicin de la fase lquida o la fase vapor, y son los

parmetros de interaccin binaria.

Los parmetros y se utilizan las siguientes expresiones:

[ (

)]

El coeficiente de fugacidad para cada componente en la mezcla es:

( )

( ) ( )

(

* ( ( )

( ) )

Dnde:

( )

La entalpa de una mezcla se calcula por medio de:

( )

(

* ( ( )

( ) )

Dnde:

( *

( )

[ (

)

(

*

]

La entalpa de gas ideal se obtiene a partir de:

( )

Donde son las entalpas de formacin estndar de cada componente, evaluadas

a la temperatura

Y es la capacidad calorfica de la mezcla a presin constante.

( )

Una alternativa para la solucin del sistema de ecuaciones derivado de los balances

de materia, es considerar que:

Sustituyendo las ecuaciones de balance de materia para cada componente y la

relacin de equilibrio de fases se obtiene:

( )

Finalmente con el planteamiento de Rachford-Rice se llega a la siguiente expresin:

( )

( )

Dnde:

( )

De acuerdo a la restriccin de entalpias se obtiene:

( )

A partir de la cual se define la siguiente funcin

( ) =0

Dnde:

( )

DIVISOR DE CORRIENTES:

B.M:

B.E:

Dnde:

Siendo:




( )

( )


de cada componente.

ANLISIS ECONMICO

Un anlisis econmico se hace con el fin de evaluar la rentabilidad del proceso, la

funcin objetivo empleada en este anlisis es Costo de Operacin Anual

Equivalente ( ).

(

*

Dnde:

CAP ($), es el capital de inversin de los equipos.

AOC ($/y), es el costo anual de operacin de los equipos incluyendo los costos de los

servicios.

(

*

( )

[( ) ]

Donde es la tasa de retorno; y el tiempo de vida de la planta, en aos. Para este

propsito se toma y

Costo de los equipos (adquisicin).

Compresores:

( ) [ ]

( )

Intercambiadores de calor:

( ) [ ]

( )

Tanque vertical:

( ) [ ]

( )

Tuberas:

Tubo recto:

( )( ( ) )

sch= nmero de cedula para el tubo

Use el mismo nmero de cedula para las uniones y vlvulas.

Uniones:

( )( ( ) )

Costos de servicios:

Vapor de baja presin (618 kPa, saturado) $13.28/GJ

Vapor de media presin (1135 kPa, saturado) $14.19/GJ

Vapor de alta presin (4237 kPa, saturado) $17.70/GJ

Gas natural o combustible (446 kPa, 25C) $11.00/GJ

Electricidad $0.06/kWh

Agua de caldera (a 549 kPa, 90C) $2.45/1000 kg

Agua de enfriamiento $0.354/GJ

Disponible a 5 6 kPa y 30C, presin de retorno 30 kPa

La temperatura de retorno no deber ser ms de 15C por encima de la

temperatura de entrada.

Agua refrigerada $4.43/GJ

Disponible a 5 6 kPa y 5C, presin de retorno 30 kPa

La temperatura de retorno no deber ser ms alta de 15C

Refrigerante de baja temperatura $7.89/GJ

Disponible a -20C

Refrigerante de muy baja temperatura $13.11/GJ

Disponible a -50C

Agua de proceso (desionizada) $0.067/1000 kg

Disponible a la presin deseada y 30C

Tratamiento de agua de proceso $56/1000 m3

Basado en el volumen total tratado

Costo de la materia prima y valor del producto:

Material prima o producto Precio

Gas de sntesis $0.10/kg

Amoniaco $500/ton

Factor costo de los equipos:

o = o (4 ( )

o ( ))

Presin (Absoluta) < 10 atm, PF = 0.0

10 - 20 atm, PF = 0.6

20 - 40 atm, PF = 3.0

40 - 50 atm, PF = 5.0

50 -100 atm, PF = 10

100 - 200 atm, PF = 25

Acero al carbn MF = 0.0

Acero inoxidable MF = 4.0

Como la funcin objetivo es la que determina la rentabilidad de este proceso, esta

depende esencialmente de las condiciones y requerimientos del proceso, en los cuales

influyen muchos parmetros como por ejemplo el tipo de servicio a utilizar. Es por esto que

ha diseado un programa en MATLAB, el cual arroja los resultados del balance econmico de

acuerdo a las condiciones de operacin ptimas.

MINI-DISEO 1: MECNICA DE FLUIDOS Y TERMODINMICA

Optimizar la seccin de alimentacin del proceso, la cual incluye la alimentacin, los

compresores, el interenfriador y las corrientes 1 a 5.

Balance de energa mecnica:

( )

Tenemos que las prdidas por friccin son:

(

*

(

* ( )

( )

Asumiendo que las velocidades son constantes, la ecuacin 1 queda:

( )

( )

Reemplazando la ecuacin 2 en la ecuacin 3 tenemos:

( )

( )

El factor de friccin se puede hallar mediante la ecuacin de colebrook, como sigue:

(

) ( )

Tenemos que el nmero de Reynolds se define como:

( )

El trmino se refiere a la energa agregada por el intercambiador de calor E-601,

que funciona como un interenfriador de las etapas de compresin:

( )

El trmino se refiere a la energa aadida por los compresores C-601 y C-602:

( )

Dnde:

Reemplazando la ecuacin 7 en la ecuacin 4 y arreglando tenemos:

( )

( )

( )

Reemplazando la ecuacin 8 en la ecuacin 9 tenemos:

( )

( )

( )

Despejando la potencia de la ecuacin anterior tenemos que:

( )

( )

( )

Para hallar el factor de friccin reemplazamos la ecuacin del nmero de Reynolds, y

se hace mediante un proceso iterativo asumiendo un dimetro y un factor de friccin;

cuando la igualdad se cumpla podemos decir que el f asumido es el correcto.

(

) ( )

Como lo que debemos hacer en este mini diseo consiste en hallar un dimetro

ptimo, el cual debe darnos el menor costo; para ello graficaremos diferentes

dimetros nominales con respecto al EAOC y as hallaremos cual debe ser el dimetro

ptimo.

Calculo del rea del intercambiador E-601

El mini- diseo especifica un coeficiente de transferencia de calor de 60 W/m2C (10

Btu/ft2 F), con esto y con la diferencia de temperaturas y con el calor podemos hallar

el rea del intercambiador que se necesita para hallar el costo de compra del

intercambiador.

Calculo de la media logartmica de la temperatura (MLDT)

( )

FLUIDO CALIENTE FLUIDO FRIO DIFERENCIAS

877.45 ALTA (T) 113 764.45 (t2)

122 BAJA (T) 86 36 (t1)

755.45 DIFERENCIA 27 728.45 t2-t1

(

)

( ) ( ( )

( ))

Dnde:

Para el diseo del intercambiador de calor tenemos que:

R=27.979

S=0.0341

FT=0.8921

T=212.685F

Como el flujo es demasiado grande, las necesidades energticas son muy elevadas, por

lo tanto se propone dividir el flujo entre 3 de tal manera que el calor se vea reducido

en un factor de 3, y as poder obtener de manera razonable el rea de transferencia de

calor, ya que el costo solo permite hasta un rea mxima de 1000 m2. En los

subsecuentes costos del intercambiador de calor el costo total se multiplicar por 3.

Y podemos hallar el rea como:

( )

Funcin objetivo para la optimizacin (EAOC)

(

*

Dnde:

CAP= capital de inversin para los compresores, el intercambiador de calor y la

tubera.

AOC= costo anual de operacin.

(

*

( )

( )

Dnde: i= 0.15 (15% tasa de retorno) y n= 10 (10 aos de vida de la planta)

Capital de inversin para los compresores, el intercambiador de calor y la

tubera (CAP)

Para la tubera:

( )( ( ) )

Para el intercambiador de calor:

( ) [ ]

( )

Para los compresores:

( ) [ ]

( )

Costo anual de operacin (AOC)

Electricidad: $0.06/kWh, al momento de reemplazar deber ser multiplicada por la

potencia y por las 8000 horas que es el tiempo de operacin.

Agua de enfriamiento: $0.354/GJ, al momento de reemplazar se deber multiplicar

por el calor.

El procedimiento para hallar el costo versus el dimetro consiste en reemplazar la

ecuacin en funcin de la potencia de los compresores (ec.11) en la ecuacin

correspondiente al EAOC.

EAOC VS Dimetro Nominal

Ampliacin de la grfica EAOC vs Dimetro nominal

Anlisis de resultados

En la grfica se muestra el comportamiento que tienen los Schedule 40 y 80 frente al

EAOC, segn la grfica podemos observar que el dimetro nominal optimo debe ser

1.25 pulgada, y podemos ver que este dimetro no se encuentra en catlogos por lo

tanto, debemos escoger el dimetro ms prximo ya que esta presenta menor

perdidas.

MINI DISEO 2: DISEO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-601)

Amoniaco ms gas de sntesis se desea enfriar desde una temperatura de 425.4 F

hasta una temperatura de 122 F, usando agua de enfriamiento a una temperatura de

86 F hasta 113 F Calcular:

Dimetro de la coraza.

Numero de tubos y pasos por tubo.

Numero de tubos por paso.

Espaciado de tubo y arreglo (triangular/ cuadrado/)

Numero de bafles por lado de la coraza y su arreglo.

Dimetro, espesor de la pared del tubo y longitud de los tubos.

Coeficientes de pelcula alrededor de la coraza y de los tubos.

Calculo del coeficiente global de transferencia de calor.

rea de transferencia de calor.

Cada de presin en los tubos y coraza.

Materiales de construccin.

Costo aproximado del intercambiador.

Se sabe que para el intercambiador de calor el costo de compra est dado por:

( ) [ ]

Donde A= rea de transferencia de calor (m2, 20,1000).

Factor de costos para equipos.

( )

Dnde:

MF= Factor de material.

PF= Factor de presin.

SOLUCIN

Condiciones del proceso

FLUIDO CALIENTE GAS DE SINTESIS+AMONIACO A 565.6 PSI

T(1)/F 877,45

T(2)/F 122

W (lb/h) 48860

cp (Btu/lb*F) 0,8482

FLUIDO FRIO AGUA DE ENFRIAMIENTO

t(2)/F 113

t(1)/F 86

cp (Btu/lb*F) 1,03

Las propiedades del gas de sntesis + amoniaco fueron obtenidos del simulador Hysys.

Balance de energa.

(

* ( ) ( )

(

*

Temperaturas promedio.

( )

Caliente:

Fra:

A la temperatura promedio caliente podemos calcular las propiedades del fluido

caliente mediante la siguiente ecuacin:

(

* ( )

Donde y es la propiedad a calcular a la temperatura promedio x, y las variables (y1 y

y2) son los valores de entrada y salida de la propiedad, estas son suministradas por

Hysys. Aqu x1= a la temperatura 1 (T1) y x2= a la temperatura 2 (T2) del fluido

caliente.

La variable y puede ser viscosidad, capacidad calorfica, conductividad trmica y

densidad.

INTERPOLACIONES DE LAS PROPIEDADES PARA EL FLUIDO CALIENTE.

y ENTRADA (y1) SALIDA (y2) INTERPOLACION

VISCOSIDAD (cp) 0,02423 0,0114 0,017815

cp (Btu/lb*F) 0,8482 0,7955 0,82185

K (Btu/ft*h*F) 0,1186 0,0645 0,09155

DENSIDAD (lb/FT^3) 0,3467 0,01194 0,17932

Determinacin del flujo msico del agua de enfriamiento.

(

* ( ) ( )

( )

Calculo de la media logartmica de la temperatura (MLDT)

( )

FLUIDO CALIENTE FLUIDO FRIO DIFERENCIAS

425,4 ALTA (T) 113 312,4 (t2)

122 BAJA (T) 86 36 (t1)

303,4 DIFERENCIA 27 276,4 t2-t1

Algunas veces no es posible cumplir con los requerimientos de la cada de presin en

intercambiadores 1-2 puesto que la diferencia media logartmica es demasiado

grande, e incluso deber tomarse como indicacin de que el flujo de fluido y no la

transferencia de calor, es el factor controlante.

Para el diseo del intercambiador de calor se propone usar un intercambiador de flujo

dividido puesto que la diferencia media logartmica es grande.

Diferencia verdadera de temperatura T

(

)

( ) ( ( )

( ))

Cabe anotar que el FT es nicamente para intercambiadores de tubo y coraza 1-2.

Dnde:

Para el diseo del intercambiador de calor tenemos que:

R= 27.9796

S= 0.03411

FT= 0.89215

T= 212.685 F

Para empezar a disear el intercambiador de calor tenemos que asumir un UD este

segn Kern tabla 8 nos dice que para gases en la coraza y agua en los tubos, este debe

estar entre 2 y 50 Btu/F*ft2*h con un factor de obstruccin de 0.005. Estos datos son

reglas de diseo que hay que tener muy en cuenta al momento de disear un

intercambiador, y el uso inapropiado de estas podra conllevar a un resultado

inexacto.

Durante el diseo del intercambiador nos vamos a guiar en gran parte por el libro de

transferencia de calor del autor Donald Q kern.

UD asumido = 50 Btu/F*ft2*h

Calculo del rea de transferencia de calor (asumida).

( )

Suponiendo un arreglo determinado y la longitud del tubo deseada podemos hallar el

nmero de tubos que va a poseer nuestro intercambiador de calor.

Para este caso L= 16 ft

( )

( ) ( ) (

*

De la tabla 10

Superficie por pie lineal (exterior) a = 0 63

Determinando esta se puede definir tambin (en la misma tabla):

Dimetro externo de los tubos (DE, in)= 0.75

BWG= 18

Espesor de la pared (Tubos, in)= 0.049

Dimetro interno (DI, in)=0.652

rea de flujo por tubo (in) at=0 334

De la tabla 9 podemos encontrar un nmero cercano de tubos de acuerdo a la

superficie por pie lineal (exterior) escogida.

El nmero que ms se acerca para tubos de 3/4 in (DE) arreglo triangular y espaciado

de tubos (pt) igual a 0.9375 in es aquel que posee un dimetro interno de la coraza

igual a 33 in = 2.75 ft y con un # de pasos igual a 2 en los tubos.

Determinado el espaciado entre bafles (B).

Espaciado mnimo (in) B=DI de la coraza/5

Espaciado mximo (in) B= DI

Para este diseo utilizaremos un espaciado de:

B= 30 in, puesto que la cantidad de fluido es grande.

Segmentacin o corte de los bafles C 0 3 = esta entre 0 5 hasta 0 45segun el Seader

pgina 476.

# de pasos en la coraza= 1

De la fig 28 podemos determinar el dimetro equivalente para un arreglo

determinado.

Deq= 0.55 in= 0.045833 ft

Correccin del rea de transferencia de calor (A)

( )

Con esta rea corregida podemos hallar tambin nuestro UD corregido.

(

*

Resumen hasta el momento

Para un arreglo triangular.

TUBOS

NUMERO DE TUBOS 938

LONGITUD (ft) 16

DE (in) 0,75

BWG 18

PASOS 2

Pt (in) 0,9375

AREA DE FLUJO a't (TABLA 10) 0,334

DI (in) 0,652

DI (ft) 0,05433333

SUPERFICIE EXTERIOR ft Lin*ft^2 0,1963

CORAZA

DI (in) 33

Espaciado de deflectores (in) 30

PASOS 1

D equivalente (ft) 0,045833333

DI (ft) 2,75

D equivalente (in) FIG 28 0,55

Fluido caliente: Gas de sntesis + amoniaco (Coraza)

rea de flujo: EC 7.1 Kern

( )

Velocidad de masa dividida: EC 7.2 Kern

(

*

(

*

Reynolds: EC 7.3 Kern

( )

De la figura 28 podemos determinar:

Jh= 49

(

*

Coeficiente de pelcula lado de la coraza. EC 6.15 Kern

(

*

(

*

Como no hay correccin de viscosidad

Fluido frio: Agua de enfriamiento (Tubos)

rea de flujo: EC 7.48 Kern

( )

Velocidad de masa: EC 7.2 Kern

( )

(

*

Reynolds: EC 7.3 Kern

( )

Velocidad en los tubos:

De la fig 25 podemos hallar el coeficiente de pelcula.

Cada de presin

Coraza.

Para Re =9320.0597

De la figura 29

Numero de cruces: EC 7.43 Kern

( )

Numero de bafles:

Cada de presin: EC 7.44 Kern

( )

( ) ( )

( )

Dnde:

Tubos

Para Re = 29146.294

De la figura 26

Cada de presin: EC 7.45 Kern

( )

( )

Dnde:

S=1para agua y no hay correccin de viscosidad por lo tanto

Cada de presin total: EC 7.47 Kern

Coeficiente total limpio: EC 6.38 Kern

(

*

Factor de Obstruccin: EC 6.13 Kern

(

)

Costo en Dlares del intercambiador de calor.

FP=3 para un rango de presiones entre 20 y 40 atm.

Sabemos que las presiones de entrada al intercambiador de calor y la de salida estn

dentro del mismo rango.

FM=4 Para Acero Inoxidable debido a la corrosin.

A total para los 2 intercambiadores =548 m2

( [ ] ) ( )

DISEO DETALLADO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR

Dimetro de la coraza (in) 33

Numero de tubos 938

Pasos por tubo 2

Numero de tubos por paso 469

Espaciado de tubo (in) 0.9375

Arreglo Triangular

Numero de bafles por lado de la coraza y su arreglo 6 Bafles de arreglo

Triangular

Dimetro (in), espesor de la pared del tubo (in) y longitud de los tubos (ft)

0.652, 0.049, 16

Coeficientes de pelcula alrededor de la coraza (Btu/ft^2*h)

71.3288

Coeficientes de pelcula alrededor de los tubos (Btu/ft^2*h)

1140

Calculo del coeficiente global de transferencia de calor (Btu/ft^2*h)

49.9663

rea de transferencia de calor 2946.0704 ft^2 = 274

m^2

Cada de presin en los tubos 0.374 psi

Cada de presin en la coraza 3.6168 psi

Factor de obstruccin 0.005

Material de construccin Acero Inoxidable

Costo de los 2 intercambiador de calor ($, Dlares) 1.8513e+003

MINI DISEO 3: TERMODINMICA.

En este mini diseo se har la optimizacin de toda la planta, para ello se calculara el

costo equivalente anual de operacin

Para el clculo de los costos total de instalacin de los equipos se toma 4.0 para el

valor del factor material (MF), ya que se asume que el material de los equipos el acero

inoxidables, por transportar estos sustancias corrosivas.

En el caso del factor de presin (PF), este solo se tiene en cuenta para los

intercambiadores 1, 2 y 3, ya que para los dems equipos como los compresores, sus

ecuaciones de costos incluyen el efecto de la presin.

INTERCAMBIADOR 2:

Para calcular el rea de transferencia de este intercambiador se hace uso de la

siguiente formula:

Por tanto:

Dnde:

es la diferencia de temperaturas de la corriente que pasa a travs del intercambiador 2, es decir, . es el coeficiente de transferencia de calor, para este intercambiador asumimos un valor de ( ) es el calor requerido para el servicio enfriamiento o calentamiento.

INTERCAMBIADOR 3:

Para calcular el rea de transferencia de este intercambiador se hace uso de la

siguiente formula:

Por tanto:

Dnde:

es la diferencia de temperaturas de la corriente que pasa a travs del intercambiador 3, es decir, . es el coeficiente de transferencia de calor, para este intercambiador asumimos un valor de ( ) es el calor requerido para el servicio enfriamiento o calentamiento.

DISEO DEL SEPARADOR DE FASES: Este separador de fases se disea para suministrar un volumen de lquido equivalente

a 10 minutos del flujo volumtrico de lquido de salida, con el separador lleno hasta la

mitad.

El volumen del tanque se calcula de la siguiente manera:

Dnde:

es el flujo volumtrico de la corriente liquida.

es el flujo msico de la corriente lquida que sale del tanque (tomada de la

simulacin en MATLAB).

es la densidad de la corriente lquida ( Tomada de la simulacin en HYSYS).

Por lo que un volumen equivalente a 10 minutos de esta corriente es.

Siendo , tiempo de residencia del lquido.

Este volumen equivale a 50 % del tanque y, por lo tanto, el 100 % del tanque es:

.

JUSTIFICACION DE LA SELECCIN DEL MODELO DE PENG-ROBINSON

La implementacin de la ecuacin de Peng-Robinson es ventajosa ya que permite

realizar los clculos de las constantes de equilibrio de fases con apenas unos

parmetros de los componentes puros, otra ventaja es que como se tienen

componentes no condensables como el nitrgeno, hidrogeno y el metano, las fase

vapor se modela de forma adecuada y la fase liquida tambin ya que estos

componentes no estaran en gran proporcin, pero en cuanto al amoniaco se

obtendra un comportamiento aceptable en ambas fases por su naturaleza polar, a las

condiciones del separador de fases que son 10 bar y -49C, se obtienen los diagramas

de T-x-y , en cada se observa que el amoniaco se encuentra casi siempre en fase

liquida, esto resulta lgico, ya que a esas condiciones el amoniaco se encuentra por

debajo del punto de ebullicin.

Diagrama T-x-y para H2/NH3.

Diagrama T-x-y para N2/NH3.

Diagrama T-x-y para CH4/NH3

RESULTADOS DE LA OPTIMIZACION EN EL MINI-DISEO 3

Anlisis del efecto de la presin en alimento del reactor:

En el grafico se puede observar que con respecto al caso base existe un punto de

menor costo, cuando se fija la presin del alimento al reactor en 20000kPa se

consigue esta condicin, esto es porque al aumentar la presin de operacin la

reaccin qumica se ve favorecida en sentido directo, no se requiere manejar flujos tan

grandes en las corrientes, esto reduce los costos compresin, calentamiento y

enfriamiento.

El resultado que se observa luego de variar la temperatura de alimento al reactor es

que es ms factible operar a temperaturas bajas (350C), que es la temperatura del

caso base. La lnea vertical morada nos ofrece un punto de referencia para comparar

el EAOC con otras temperaturas superiores (370C y 395C), en los que se obtiene un

costo mayor, aun si se aumenta la presin es mejor operar a temperaturas bajas, cabe

notar que esto es porque la reaccin es exotrmica y se ve favorecida a temperaturas

bajas, pero no pueden ser muy bajas porque la velocidad de la reaccin puede ser tan

baja que no se lograra una conversin significativa, es por esto que se opta por operar

a la misma temperatura del caso base (350C).

REPORTE DE LOS MSDS

MSDS DEL AMONIACO:

El amoniaco es un gas licuado comprimido incoloro, de olor acre. El amoniaco

gaseoso es ms ligero que el aire. Tiene muy baja temperatura y se evapora

rpidamente. El amoniaco forma compuestos inestables frente al choque con xidos

de mercurio, plata y oro. La sustancia es una base fuerte que reacciona violentamente

con cidos y que es corrosiva. Reacciona violentamente con oxidantes fuertes,

halgenos e interhalgenos. Ataca el cobre, aluminio, cinc y sus aleaciones y al

disolverse en agua desprende calor.

Ya que el amoniaco es un gas que puede ser inhalado, cuando se produce un escape de

gas alcanza de inmediato una alta concentracin en el aire, por lo que se recomienda

usar los elementos necesarios para la proteccin, por ejemplo tapabocas, cofia, y como

en toda planta se deber usar casco y zapatos adecuados.

MSDS DEL NITROGENO:

El nitrgeno es un gas inerte, incoloro, que no tiene olor. El principal peligro a la salud

est asociado con el hecho de que el escape de este gas causa asfixia por

desplazamiento del oxgeno. Al ser inhalado es asfixiante. La exposicin a una

atmsfera deficiente de oxgeno (

rpidamente que la persona no tendr tiempo de protegerse; se presentan

movimientos convulsivos, colapso respiratorio, lesiones graves o muerte.

El nitrgeno es un gas de difcil manejo, y se debe usar en ambientes abiertos, ya que

en un ambiente cerrado puede existir ms riesgo. Al trabajar con nitrgeno se debe

tener las mismas precauciones que para trabajar con amoniaco (cofia, tapabocas,

casco y zapatos adecuados).

MSDS DEL HIDROGENO:

El hidrgeno es un gas incoloro, inodoro, inspido, altamente inflamable y no es txico.

El hidrgeno se quema en el aire formando una llama azul plido casi invisible. Este

gas es particularmente propenso a fugas debido a su baja viscosidad y a su bajo peso

molecular. El principal peligro para la salud asociado con escapes de este gas, es la

asfixia producida por el desplazamiento de oxgeno. Las mezclas de hidrogeno-aire

son explosivas. El hidrogeno es un asfixiante simple. Altas concentraciones de este gas

pueden causar una atmsfera deficiente en oxgeno causando en individuos dolor de

cabeza, zumbido en los odos, mareos somnolencia, inconsciencia, nausea, vmitos y

depresin de todos los sentidos. La piel de la vctima puede adquirir una coloracin

azulada. En concentraciones inferiores de O2 (

El metano es un gas comprimido extremadamente inflamable. El metano no es txico,

es incoloro, inodoro y es ms ligero que el aire por lo que puede alcanzar fuentes de

ignicin lejanas. El peligro primordial relacionado con escapes de este gas es asfixia

por desplazamiento de oxgeno. La exposicin a elevadas concentraciones puede

causar asfixia; se manifiestan sntomas como prdida del conocimiento y de la

movilidad; a bajas concentraciones puede causar vrtigos, dolor de la cabeza, nuseas

y prdida de coordinacin.

El metano es usado en nuestro proceso como gas inerte. Al trabajar con metano se

debe tener las mismas precauciones que para trabajar con amoniaco, nitrgeno e

hidrogeno, (cofia, tapabocas, casco y zapatos adecuados).

CONCLUSIONES

Se logr realizar la optimizacin del costo de operacin del proceso

recurriendo a mini diseos por independiente, de esta forma se logo

reducir los costos seleccionando para ello las mejores condiciones de

operacin y dimensiones requeridas por los equipos y partes del proceso,

concluyndose que los mejores puntos de operacin se obtienen a 350C

y 20000kPa.

Definitivamente el dimetro ptimo para la seccin de alimentacin es de

1.5 in nominal, en este caso el tipo de cedula no es un factor influyente,

pero sin embargo se seleccionan los tubos con Cedula 40 porque posee un

mayor espesor de pared y por ende mayor tolerancia al extras causado

por la presin.

El intercambiador E-601, fue diseado realizando la divisin del flujo,

esto es porque la corriente de alimentacin era demasiado grande, con

esto se logr conseguir un diseo con dimensiones tcnicamente viables y

con cadas de presin aceptables.

Los equipos del proceso fueron diseado tenido que su material de

construccin fue con acero inoxidable, y sus respectivos factores de

presin y diseo. Por ultimo cabe resaltar que el modelo termodinmico

seleccionado no es el mejor, pero se presta para realizar simulaciones

ms rpidas sin la restriccin de los parmetros de los componentes.

BIBLIOGRAFA

Mecnica de fluidos, Robert Mott sptima ed.

Transferencia de calor, Donald Q. Kern

Products and process design principles, Seider, Seader.

Ingeniera de las Reacciones Qumicas, Fogler, 4ed.

73128114 trabajo completo sintesis de amoniaco

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