Ingeniería básica de una planta de deshidrogenación de propano para la producción de propileno

1 1 Equation Chapter 1 Section 1 Trabajo Fin de Grado Grado en Ingeniería Química Ingeniería básica de una planta de deshidrogenación de propano para la producción de propileno Autor: Julia Sena González Tutor: Manuel Campoy Naranjo Dep. Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 201 6 3 3 Trabajo de Fin de Grado Grado en Ingeniería Química Ingeniería básica de una planta de deshidrogenación de propano para la producción de propileno Autor: Julia Sena González Tutor: Manuel Campoy Naranjo Dep. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2016 v Resumen En este trabajo se pretende realizar la ingeniería básica de una planta de producción de propileno mediante la deshidrogenación de propano basándose en el Proceso de UOP Oleflex, así como un presupuesto aproximado para comprobar su viabilidad económica. Dicha unidad tiene como objetivo producir una corriente de mezcla de propileno y propano, con un 99,6% de propileno. El proceso consiste en un precalentamiento de la corriente de propano con una adición de hidrógeno, el cual se obtiene como subproducto en el proceso; seguido de cuatro reactores catalíticos de lecho móvil con hornos inter-etapas y por último una separación del propileno y de otros compuestos mediante una sección de compresión con enfriamiento y una columna de separación. Abstract The aim of this project is to implement the basic engenieering from a propylene propylene production plant via propane dehydrogenation based on UOP Oleflex Process, as well as a budget to check its economic viability. The main purpose of this plant is to produce a propylene and propane mixture steam, with a 99,6 % of propylene. The process consist in preheating the propane steam with an hydrogen adition, which is obtained as a subproduct on the process; followed by four catalytic fixed bed reactors with interstage furnaces and finally a separation of the propylene and the others compounds through a compression section with cooling and a separation column. vii Índice Resumen ........................................................................................................................................ v Abstract ......................................................................................................................................... v Índice ............................................................................................................................................ vii Índice de Tablas ............................................................................................................................. ix Índice de Figuras ............................................................................................................................ xi 1 Introducción ......................................................................................................................... 13 1.1 Objetivo ......................................................................................................................................13 1.2 Mercado del propileno ..............................................................................................................13 1.3 Deshidrogenación de parafinas ...............................................................................................15 1.4 Producción de propileno mediante deshidrogenación de propano .......................................16 2 Memoria descriptiva y justificativa ....................................................................................... 25 2.1 Elección del proceso ..................................................................................................................25 2.2 Etapa de reacción y regeneración del catalizador ..................................................................25 2.3 Etapa de separación del propileno ..........................................................................................30 2.4 Catalizador .................................................................................................................................33 2.5 Cinética de la reacción ..............................................................................................................34 3 Memoria de cálculos ............................................................................................................ 36 3.1 Intercambiador carga-efluente ................................................................................................36 3.2 Reactores ...................................................................................................................................36 3.3 Hornos ........................................................................................................................................38 3.4 Etapa de compresión ................................................................................................................38 3.5 Columna de separación propano-propileno ............................................................................40 4 Mediciones del proyecto ...................................................................................................... 43 4.1. Costes de implantación .............................................................................................................43 4.3. Costes totales ............................................................................................................................50 4.4. Beneficios ...................................................................................................................................52 5 Conclusiones ......................................................................................................................... 55 6 Bibliografía ........................................................................................................................... 56 7 Anexos .................................................................................................................................. 57 ix Índice de Tablas Tabla 1.1. Cuadro Comparativo entre las Tecnologías Existentes para el Proceso de Deshidrogenación de Propano (Airaksinen, S. 2005). Tabla 3.1. Condiciones de operación de la etapa de compresión con enfriamiento Tabla 3.2. Valores de k para rango de presiones Tabla 3.3. Espaciamiento entre platos según diámetro de la torre Tabla 4.1. Escalamiento de Equipos (SRI Consulting, 2008). Tabla 4.2. Estimación del coste de los reactores Tabla 4.3. Estimación del coste de los hornos interetapas Tabla 4.4. Estimación del coste del CCR Tabla 4.5. Estimación del coste de la Caja Fría Tabla 4.6. Estimación del coste del intercambiador carga-efluente Tabla 4.7. Estimación del coste de los compresores Tabla 4.8. Estimación del coste de los refrigeradores Tabla 4.9. Estimación del coste de la torre de destilación Tabla 4.10. Estimación del coste de los depósitos Tabla 4.11. Características del catalizador Tabla 4.12.Costes de la electricidad de uso industrial en España Tabla 4.13. Costes de operación Tabla 4.14. Resumen de costes de implantación Tabla 4.15. Cálculo de los flujos de caja 16 Introducción atmosférica. (Encyclopedia of Hydrocarbons, 2005) La deshidrogenación de hidrocarburos ligeros es un proceso de particular interés en la industria del petróleo, ya que estos hidrocarburos como el butano y el propano, que son de bajo valor, se transforman en buteno y propeno, más valoralizados, ya que son materia prima para otros productos. La temperatura requerida para la deshidrogenación de parafinas ligeras es mucho mayor que para las parafinas pesadas. Para obtener 40% de conversión en la deshidrogenación de propano se necesita una temperatura de al menos 600°C mientras que el dodecano teóricamente puede ser deshidrogenado a 450°C (Fig. 1.5.) Fig. 1.5. Temperaturas requeridas para alcanzar 10 y 40% de conversión de equilibrio de algunas parafinas a presión atmosférica. (Bhasin, M. et al., 2001) Por lo tanto, es conveniente operar a altas temperaturas para alcanzar una mayor producción de olefinas, pero la deshidrogenación de parafinas está acompañada de reacciones indeseables, como lo son el craqueo y la formación de coque, las cuales también se ven favorecidas a altas temperaturas. En consecuencia, la deshidrogenación de alcanos no puede llevarse a cabo térmicamente debido a que estas condiciones son muy desfavorables para la cinética de dicha reacción, en comparación con la del craqueo de los hidrocarburos, ya que la resistencia de la unión C-C es mucho menor que la del enlace C-H. 1.4 Producción de propileno mediante deshidrogenación de propano La producción de propeno puede llevarse a cabo de diversas formas, una de ellas es la deshidrogenación de propano, en la que se produce la siguiente reacción: C 3 H 8 ↔ C 3 H 6 + H 2 ∆H 298K =124 kJ⁄mol La implantación de este proceso se ve dificultado por varias limitaciones. Las reacciones deshidrogenación de hidrocarburos son endotérmicas y la conversión está limitada por el equilibrio, por lo que es necesario operar a altas temperaturas y bajas presiones. Sin embargo, estas condiciones de operación conllevan a que haya reacciones paralelas de cracking, que reducen la selectividad de la reacción y reacciones de coquización, que desactivan el catalizador, haciendo necesaria una regeneración de éste. Introducción 17 En la fig. 1.6 se muestra la termodinámica de la deshidrogenación del propano y de las reacciones paralelas. Altas temperaturas favorecen la reacción de deshidrogenación endotérmica, la pirolisis y las reacciones de cracking, mientras que la reacción de hidrogenación, que es exotérmica, se ve mucho menos afectada. También se puede observar que la reacción de deshidrogenación está menos favorecida energéticamente comparada con las reacciones paralelas. Consecuentemente, las reacciones paralelas se pueden controlar cinéticamente, usando un catalizador y unas condiciones de operación apropiados. Fig. 1.6. Termodinámica de las reacciones del propano Yaws, C. Y., Chemical Properties Handbook: Physical, thermodynamic, environmental, transport, safety and health related properties for organic and inorganic chemicals, McGraw Hill Inc., New York, p. 314 (1999). Los procesos de producción de propileno mediante la deshidrogenación no oxidativa aparecieron en los años 30. Han surgido mejoras del proceso, como la deshidrogenación oxidativa o el uso de reactores de membrana. Existen actualmente cinco tecnologías para llevar a cabo el proceso de deshidrogenación de propano: - Proceso Catofin. - Proceso Oleflex. - Proceso STAR. - Proceso FBD-3. - Proceso Linde/Statoil/Borealis 18 Introducción Tabla 1.1. Cuadro Comparativo entre las Tecnologías Existentes para el Proceso de Deshidrogenación de Propano (Airaksinen, S. 2005). Catofin Oleflex STAR FBD Linde Licenciante ABB Lummus UOP Inc. Uhde Snamprogetti/Yarsin tez Linde/Statoil /Borealis Reactor Adiabático con lecho fijo Adiabático con lecho móvil Reactor de deshidrogenación + Oxireactor adiabático Lecho fluidizado Isotérmico con lecho fijo Operación Cíclica Contínua Cíclica Contínua Cíclica Catalizador Cr 2 O 3 /Al 2 O 3 con promotores alcalinos Pt/Al 2 O 3 con Sn como promotor Pt/ZnAl 2 O 3 con Sn como promotor Cr 2 O 3 /Al 2 O 3 con promotores alcalinos Cr 2 O 3 /Al 2 O 3 Fuente de calor Calor formado por la regeneración del catalizador Hornos entre los reactores Reactor de deshidrogenación ubicado en el horno Combustible añadido durante la regeneración Hornos en los reactores T (ºC) 525-680 550-700 480-620 450-650 580-620 Presión (barg) 0,1-0,71 1,01-3,04 3,04-7,09 1,1-1,50 >1,00 Tiempo de ciclo 25 min - 8 horas -- 9 horas Conversión (%) 65% 40% 30%-40% 28%-39% 46%-59% Selectividad (%) 82-87% 90% 80%-90% 84%-89% 97%-97% . 1.4.1 Proceso Catofin El proceso de Catofin para la deshidrogenación de alcanos como propanos, butanos y pentanos se basa en la tecnología del Catadieno para la formación de butadieno a partir de butano, la cual fue desarrollada en la década de 1940 por Houdry y luego adquirida por Air Products and Chemicals. El proceso Catofin fue desarrollado posteriormente por Air Products/Houdry Division con las intenciones de optimizar el proceso de Catadieno para la producción de monoolefinas. Air Products ulteriormente vendió la tecnología de Catofin, junto con los otros procesos de deshidrogenación y dealquilación catalítica de Houdry a United Catalyst a mediados de los noventa. El proceso está actualmente licenciado por ABB Lummus. El proceso Catofin utiliza reactores múltiples de lecho fijo dispuestos en paralelo de operación adiabática. La deshidrogenación se lleva a cabo en fase gas sobre un catalizador de óxido de cromo soportado en alúmina. Las condiciones de reacción típicas son 520°- 680°C, de 0,13 a 0,69 bar y LHSV menores a 1. La conversión por paso del propano está cerca del 65%, con una selectividad molar entre 82% y 87% hacia el propileno. En este proceso no se utiliza hidrógeno ni vapor como diluyentes [5]. Como resultado se tiene una deposición de coque sobre el catalizador igual al 2% en peso de la alimentación procesada. Para operar continuamente, se utiliza una configuración de cinco reactores: mientras dos reactores están operando, otros dos están siendo regenerados y el otro está siendo Introducción 19 purgado. El calor de la reacción endotérmica es proporcionado principalmente por el calor sensible del aire recalentado y el resto es proporcionado precalentando la alimentación del reactor. La regeneración del catalizador se logra con una purga de vapor, recalentando con aire, que quema el coque depositado y reduce el catalizador. Este ciclo completo de reacción/regeneración toma de 15 a 25 minutos, y la vida útil del catalizador está entre un año y medio a dos años y medio. Aguas abajo, el calor se recupera de los efluentes del reactor con la generación de vapor e intercambiando calor con la corriente de alimentación a los reactores. Los efluentes enfriados de los reactores son entonces comprimidos y enviados a la unidad criogénica para separar la corriente rica en hidrógeno que se genera como subproducto. Los demás productos se someten a fraccionamiento para recuperar el propileno y recircular el propano no convertido. En patentes más recientes asignadas por ABB Lummus se describen mejoras para el método de la regeneración del catalizador. Dentro de las más significativas están la introducción del gas de regeneración en la salida de los reactores, es decir, en sentido contrario al paso de los hidrocarburos al momento de operar, y un nuevo arreglo para el lecho del catalizador, de tal manera que la actividad del catalizador decrece desde la entrada de los hidrocarburos al reactor hasta la salida del mismo, logrando de esta forma un perfil de temperatura más uniforme longitudinalmente que se traduce en una mayor selectividad en la reacción y mayor eficiencia en la utilización del calor. Fig. 1.7. Diagrama de Flujo del Proceso Catofin de ABB Lummus (SRI Consulting, 2008) 1.4.2 Proceso Oleflex El proceso Oleflex desarrollado por el licenciante de tecnología UOP, es un proceso que permite la deshidrogenación de alcanos ligeros como propanos, butanos y pentanos. En él se combinan dos tecnologías de UOP: Pacol Process para la deshidrogenación de alcanos pesados y Continuous Catalyst Regeneration (CCR). El proceso Oleflex utiliza cuatro reactores de flujo radial con lecho móvil conectados en serie, con hornos ubicados en la alimentación al tren de reactores y entre cada uno de ellos, para proporcionar el calor de reacción requerido. Este arreglo minimiza la caída de presión a lo largo de la Unidad de Oleflex. La deshidrogenación se lleva a cabo en fase gaseosa sobre un catalizador de platino soportado entre 525 y 700°C y con presiones ligeramente superiores a la atmosférica. La conversión del propano se sitúa alrededor del 40%, con una selectividad molar del 90% hacia el propileno. Una 20 Introducción corriente de hidrógeno se agrega a la alimentación como diluyente que ayuda a reducir la cantidad de coque producido a menos de 0,1% en peso de la carga de alimentación procesada [6]. Los hornos entre cada reactor ayudan a mantener una temperatura de reacción relativamente constante para una conversión invariable; sin embargo, existe la posibilidad de que alguna reacción de craqueo indeseada ocurra dentro de los hornos. Este sistema de reactores con hornos de inter-etapas eleva la conversión de equilibrio y permite que la temperatura de entrada de cada reactor sea menor que la que se necesitaría empleando un solo reactor, como se observa en la Fig 1.8 y Fig. 1.9 respectivamente, reduciendo de esta manera la tasa de craqueo térmico y de coquificación, las cuales se ven aceleradas con altas temperaturas. La regeneración catalítica continua se consigue por la circulación lenta del catalizador en un circuito entre los reactores y el regenerador. El tiempo del ciclo alrededor de dicho circuito puede variar entre cinco a diez días. La regeneración del catalizador sirve para quemar los depósitos de coque, redistribuir el platino, eliminar el exceso de humedad y devolver el estado reducido de los metales promotores. Debido a la atrición del catalizador resultante del lecho móvil, se requiere una adición Fig. 1.8. Relación entre la conversión y la temperatura en cada reactor en el Proceso Oleflex. Fig. 1.9. Diferencia entre la temperatura a la entrada de un solo reactor y un multietapas. Introducción 21 continua de catalizador fresco en una tasa entre 0,02 y 0,05% en peso del catalizador utilizado diariamente. Fig.1.10. Esquema del CCR utilizado en el Proceso Oleflex. (Bhasin M. et all, 2001). En la sección de recuperación del producto, el efluente de los reactores es enfriado con intercambiadores, comprimido, secado y enviado a una unidad criogénica para separar el hidrógeno. La fase líquida es enviada a una unidad de hidrogenación selectiva para eliminar las diolefinas y acetilenos formados. El propileno final es separado de los livianos y del propano en dos columnas de destilación en serie. El propano no convertido junto con una porción del hidrógeno que se obtuvo como subproducto, es recirculado a la zona de reacción. Las recientes mejorías en la tecnología de Oleflex se han enfocado en el desempeño del catalizador de platino. Según se describe en las patentes de UOP, típicamente el catalizador utilizado (DeH-16) consiste en un soporte de alúmina con platino como componente del grupo metálico, con metales modificadores de la selectividad de estaño (Sn), germanio (Ge) y renio (Re) y opcionalmente, un componente metal alcalino o alcalino térreo y un componente de halógeno. Su desempeño ha mejorado al utilizar un soporte de ɤ-alúmina con un área superficial de aproximadamente 100 m 2 /g y una densidad compacta de 619,91 kg/m 3 . La alta actividad y selectividad del catalizador DeH-16 ha permitido una serie de otras mejorías en el diseño del proceso. En la sección de reacción, las nuevas plantas pueden operar a una velocidad espacial 20% mayor y a una temperatura máxima menor que en los diseños originales. Como resultado, los reactores y hornos de interetapas del proceso Oleflex para nuevos diseños son más pequeños. Adicionalmente, la menor tasa de formación de coque con el nuevo catalizador ha permitido una reducción del 50% en las dimensiones de la unidad de regeneración del catalizador. 22 Introducción 1.4.3 Proceso STAR El proceso STAR (Steam Active Reforming), se basa en la tecnología de reformado de vapor convencional y usa un catalizador de platino como metal noble promotor soportado sobre una espinela de aluminato de cinc. El proceso fue desarrollado por Phillips Petroleum y se ha instalado en dos plantas comerciales para la deshidrogenación del isobutano. En 1999, Krupp Uhde adquirió el proceso STAR y construyó en el 2006 en Egipto una Planta de Deshidrogenación de Propano de 350 Mt/año y entre el 2009 y 2010 se firmaron contratos para construir dos plantas que producirán 450 Mt/año de propileno a partir de esta tecnología [7]. La reacción se lleva a cabo en fase gaseosa entre 480° y 620°C en reactores tubulares de lecho fijo localizados en el horno. Como este reactor opera a condiciones isotérmicas, se evita el desplazamiento de la conversión de equilibrio que ocurre en la operación adiabática. La presión del reactor es mantenida entre 4,04 y 8,09 atm y el LHSV se encuentra en un rango entre 0,5 y 10 h -1 . El vapor, que es utilizado como diluente con una relación de 2 a 10 moles/moles de hidrocarburos alimentados, es una segunda fuente de calor para la reacción endotérmica, ayuda a detener la formación de coque y sirve para incrementar la conversión al reducir la presión parcial de los hidrocarburos e hidrógeno presentes. Una característica innovadora de esta tecnología es la inserción, aguas abajo del reactor de deshidrogenación, de un segundo reactor adiabático de lecho fijo destinado a un proceso de oxideshidrogenación, en el cual se alimentan los efluentes del primer reactor con una corriente de oxígeno con 90% de pureza que reacciona con parte del hidrógeno formado, y continuando de esta manera con la reacción para obtener mayor conversión de propano. El típico catalizador consiste en 0,05-5% en peso de platino y 0,1-5% de estaño soportado sobre aluminato de cinc. La adición de aluminato de calcio en el soporte se justifica al mejorar la actividad, la estabilidad y la resistencia a la atrición. Se puede alcanzar una conversión del propano por paso de 30 a 40% con una selectividad del 80 al 90% molar hacia el propileno. El ciclo del reactor típicamente usado es de ocho horas, donde siete horas son de operación y una hora está dedicada a la regeneración del catalizador para la elimininación del coque depositado. La vida útil del catalizador es de uno a dos años. El calor de los efluentes del reactor es recuperado para la generación de vapor en los rehervidores de las fraccionadoras y calentando y/o vaporizando la alimentación. Una vez enfriados, los efluentes del reactor son comprimidos y fraccionados para la recuperación del propileno como producto principal, del hidrógeno como subproducto y del propano no convertido para su reciclo. Fig.1.11. Diagrama de Flujo del Proceso Oleflex de UOP (SRI Consulting, 2008) Introducción 23 Fig. 1.12 Diagrama de Flujo del Proceso STAR de Phillips Petroleum (SRI Consulting, 2008) 1.4.4 Proceso FBD La tecnología FBD-3 (Fluidized Bed Dehydrogenation) fue originalmente desarrollada por Yarsintez en Rusia para producir butadieno del butano. Luego de ser mejorada por Snamprogetti, esta tecnología se utilizó en Sadaf, una planta de deshidrogenación de isobutano en Arabia Saudita que arrancó en 1997. La versión de deshidrogenación de propano de la tecnología FBD-3 no se ha comercializado hasta el momento [8]. El proceso FBD-3 usa un sistema de dos Unidades de reacción/regeneración. Tanto la reacción como la regeneración del catalizador se llevan a cabo utilizando un lecho fluidizado. El catalizador circula continuamente entre el reactor y el regenerador mediante un sistema de transporte neumático, provocando una contracorriente entre el gas y el sólido en ambas unidades. La deshidrogenación toma lugar entre 450° y 650°C, entre 100 y 1000 h -1 GHSV y a una presión ligeramente mayor a la atmosférica. En el regenerador, el coque formado es quemado con aire por encima de los 700°C y con un tiempo de residencia del catalizador de 20 a 40 min. Dado que en la regeneración el catalizador alcanza temperaturas mayores a las requeridas para la reacción endotérmica, no se necesita calentamiento extra en hornos. Un sistema de ciclones es utilizado para recoger el catalizador arrastrado por el gas que sale del reactor. Luego de intercambiar calor con la corriente de alimentación, los efluentes del reactor son comprimidos y enviados a la sección de separación para recuperar el propileno de los demás subproductos y del propano no convertido para recirculación. Según patentes de Snamprogetti, el catalizador es de óxido de cromo soportado en alúmina. La conversión de propano que típicamente se obtiene es de 28 a 39% por paso, con una selectividad hacia el propileno de 84 a 89%. 24 Introducción Fig. 1.13 Diagrama de Flujo del Proceso FBD-3 de Yarsintez/Snamprogetti (SRI Consulting, 2008) 1.4.5 Proceso Linde Linde A.G. desarrolló su tecnología para la deshidrogenación del propano a finales de 1980 usando un catalizador de cromo. El proceso fue demostrado en una Planta piloto de 10 MTMA en las instalaciones de BASF Ludwigshafen en Alemania desde 1989 y 1992. Posteriormente, Linde formó una asociación con Statoil y Borealis para desarrollar una nueva versión del proceso basada en un catalizador mejorado, la cual se utilizó en una planta piloto dentro de una Refinería de Statoil en Noruega en 1999 [9]. A pesar de que no hay suficiente información sobre el sistema de reacción de este proceso, se conoce que usan reactores de lecho fijo cuyo catalizador consiste en platino y estaño sobre hidrotalcita desarrollado por Statoil. Según una patente de Linde, se utilizan tres reactores en paralelo localizados en el horno, donde dos reactores operan mientras que el tercero va siendo regenerado. La deshidrogenación se lleva a cabo en fase gaseosa entre 580° y 620°C con 800 a 1100 h -1 GHSV y presión ligeramente superior a la atmosférica, utilizando hidrógeno y vapor como diluyentes para ayudar a reducir el coque formado a una cantidad menor al 0,05% en peso de la alimentación procesada. Según otra patente de Statoil, el catalizador de deshidrogenación consiste en 0,2-0,4% de platino y 0,3-1,5% de estaño soportado en una mezcla de óxido de magnesio y aluminio. La selectividad es mejorada añadiendo metales alcalinos como cesio o potasio. La conversión del propano está en un rango entre 46 y 59% con selectividad hacia el propileno de 93-97,8% cuando la reacción se lleva a cabo a 600°C y 1 atm en presencia de hidrógeno y vapor. En el sistema de recuperación de productos, los efluentes del reactor son enfriados, comprimidos, secados y enviados a la desetanizadora. La corriente de tope es enviada a una sección criogénica para eliminar el hidrógeno del etano/etileno, mientras que la corriente de fondo alimenta a una torre fraccionadora final donde se obtiene el propileno grado polímero separado del propano de reciclo. 25 2 M EMORIA DESCRIPTIVA Y JUSTIFICATIVA 2.1 Elección del proceso Entre los cinco procesos descritos anteriormente, de los que se tiene más información es del proceso Catofin, el proceso Oleflex y el proceso STAR. El principal criterio de elección de proceso es una mayor conversión del propano y selectividad hacia el propileno, por lo que los procesos Oleflex y STAR son los que cumplen los requisitos. En el proceso STAR se realiza una deshidrogenación de propano oxidativa, de forma que el subproducto generado es agua, mientras que en el proceso Oleflex se realiza una deshidrogenación no oxidativa, produciendo hidrógeno como subproducto, siendo éste más valorado. Se ha seleccionado el proceso Oleflex, en el que la deshidrogenación se produce de forma catalítica, usando un catalizador de platino suportado sobre alúmina en reactores de lecho móvil con una contínua regeneración del catalizador. Tras los reactores, se produce una etapa de separación en la que el propano se recircula a los reactores. En el proceso Oleflex el catalizador típico consiste en pellets esféricos de alúmina, con un área superficial de 100 m 2 /g y con platino (<1% p/p) y promovido con estaño y metales alcalinos. El proceso de obtención de propeno mediante la deshidrogenación de propano tiene dos etapas: - Etapa de reacción y regeneración del catalizador. - Etapa de separación del propeno. Fig. 2.1. Diagrama de bloques del proceso UOP Oleflex 2.2 Etapa de reacción y regeneración del catalizador 2.2.1. Esquema general En la etapa de reacción y regeneración del catalizador (Plano DHP-02) se produce la reacción catalítica del propano para dar lugar al producto deseado, propileno, además de productos secundarios como hidrógeno, etano, etileno y metano. Para conseguir la conversión deseada es necesario operar a una temperatura entre 550-700ºC, sin embargo, al producirse una reacción endotérmica, la temperatura disminuye a lo largo de los reactores, por lo que se usan hornos interetapas entre cada reactor para volver a alcanzar la temperatura de operación y así lograr una mayor conversión. Antes del primer horno se coloca un intercambiador carcasa y tubo para reducir el consumo de combustible en el primer horno 32 Memoria descriptiva y justificativa Fig. 2.9. Esquema de la caja fría . El esquema de una caja fría consiste en un primer intercambiador en el que se enfría la corriente a una temperatura de 2,5 ºC a la que condensa todo el propano y el propileno y se envía a la columna de destilación (C-01). La corriente gaseosa sobrante se hace pasar por un segundo intercambiador en el que condensan el etano, el eteno y el metano, quedando solo hidrógeno en fase gas, a una temperatura de -120,2 ºC. Parte del hidrógeno recuperado en la caja fría se envía a la entrada del intercambiador de precalentamiento (E-01) para mantener la relación hidrógeno/propano de 10:1. El resto es un subproducto de la unidad. 2.3.5. Columna de destilación La corriente de condensado formada por propano y propileno llega a la C-01 (Fig. 2.10), una columna de platos en la que se separa finalmente el propano y el propileno. El propileno se envía a la esfera de almacenamiento de producto final y el propano se recircula a la corriente de alimentación al intercambiador E-01. La columna de destilación consta de 140 platos de acero inoxidable, con un diámetro de 1 m y una altura de 65 m. La carcasa de la columna es de acero al carbono. La columna de separación consta de un condensador y un evaporador total, con un ratio de reflujo de 28. La corriente de alimentación consta de 123,9 kmol/h formada por un 58% de propano y un 42% de propileno, a una temperatura de -5,7ºC y una presión de 12 atm. El plato de alimentación es el número 67 y opera con un ratio de reflujo de 28. La columna opera con una temperatura de cabeza de 43,3ºC y una presión de 16,1 atm y con una temperatura de fondo de 54,4ºC y una presión de 20,4 atm. La corriente de salida de cabeza está formada por 51,76 kmol/h con un 99,6% de propileno y la corriente de salida de fondo está formada por 71,92 kmol/h con un 3% de propileno. Memoria descriptiva y justificativa 33 Fig. 2.10. Columna de separación propano-propileno 2.4 Catalizador Los catalizadores comerciales usados para la deshidrogenación de parafinas ligeras tienen base de óxido de cromo o de platino. Ambos tipos muestran un buen desempeño para estos procesos. Sin embargo, debido a la formación de coque y la rápida desactivación del catalizador es necesaria una contínua regeneración del catalizador. El proceso Oleflex usa un catalizador de base platino soportado sobre alúmina (Pt-Sn/Al 2 O 3 ). El platino es un componente principal en la deshidrogenación debido a su alta actividad para activar los enlaces C-H y baja actividad para los enlaces C-C. Sin embargo, algunas reacciones consecutivas tales como la formación de diolefinas y de coque son catalizadas por los mismos sitios activos, incluso con mayor rapidez, ya que las olefinas son mucho más activas que las parafinas. Fig. 2.11. Secuencias de las Reacciones que se llevan a cabo en los Catalizadores de Platino (Bhasin, M. et al., 2001) 34 Memoria descriptiva y justificativa La adición de especies inactivas en la superficie del catalizador actúa como diluyente, además de incrementar la selectividad hacia la deshidrogenación de la parafina debilitando la interacción entre el platino y la olefina, pero sin alterar la interacción Pt- Parafina. Estas impurezas llamadas “promotores” o “modificadores” usualmente son metales inactivos como estaño, germanio, arsénico, litio, cobalto, cinc y cobre. Estos compuestos no sólo actúan como diluyentes sino que también pueden alterar las propiedades del platino, siendo el estaño el más usado para procesos de deshidrogenación [10]. La adición de estaño realza la actividad, selectividad y estabilidad del catalizador además de prolongar la desactivación del mismo ya que moviliza el coque depositado en el platino hacia el soporte. La alúmina tiene una excelente estabilidad térmica y resistencia mecánica a las condiciones de procesamiento. Sin embargo, la razón más importante por la cual la alúmina es utilizada como material de soporte es su óptima capacidad para mantener un alto grado de dispersión del platino, que es esencial para lograr alta actividad y selectividad en la deshidrogenación. 2.5 Cinética de la reacción 2.5.1 Reacción de deshidrogenación El propano es adsorbido por el platino del catalizador mediante la unión de dos átomos de la superficie de Pt a través del enlace C-C. Uno de los mecanismos de reacción puede ser el siguiente, en el que están involucrados la deshidrogenación directa de las moléculas en fase gaseosa del propano en la superficie del platino, la adsorción disociativa del hidrógeno y la desorción del propeno [11]. Este es un mecanismo simple de reacción que agrupa todos los posibles pasos de la deshidrogenación. Asumiendo la reacción en la superficie (3) como la etapa más lenta, la velocidad de formación del propeno es la siguiente: (−  )=  (     −          ) 1+          (ó1) -r 1 = Velocidad de consumo del propano k 1 = Constante cinética de la reacción de propano K eq = Constante de equilibrio Memoria descriptiva y justificativa 35 p i = Presión parcial en el gas del componente i K C3H6 = Constante de equilibrio del propeno 2.5.2 Reacción de cracking En procesos experimentales de deshidrogenación de propano con catalizador Pt-Sn solo se detectaron metano y eteno como productos de cracking, por lo que se produce la siguiente reacción indeseada:   ! ↔ #$  % # Además, La reacción de cracking tiene una cinética de primer orden respecto al propano: (− % )= %       (ó2) La formación de etileno provoca que este pueda reaccionar hidrogenándose, formando etano:  % # + % ↔ % ' Esta reacción también puede considerarse como una cinética de primer orden respecto al eteno y el hidrógeno: (−  )=      (     (ó3) (-r 2 )= Velocidad de cracking del propano (-r 3 )= Velocidad de hidrogenación del eteno k 2 = Constante cinética del cracking de propano k 3 = Constante cinética de la hidrogenación del eteno 2.5.3 Reacción de coquización y desactivación del catalizador La formación de coque puede producirse por varios procedimientos, como el cracking total del propano, la polimerización de olefinas (principalmente del propeno) y la condesación de moléculas largas. El coque se forma principalmente por dos mecanismos, el cracking total del propano, que forma carbón grafitado y por polimerización, formando poliaromáticos.   ' →3 +.- +2,25 % La desactivación del catalizador corresponde a una desactivación de primer orden: −0 01 = 2 (ó4) Integrando obtenemos la ecuación que relaciona la actividad con el tiempo:  =1−4 56 7 8 (ó5) Donde la k d es la constante de desactivación, la cual aumenta con la temperatura de acuerdo a la siguiente ecuación [12]:  2 =0,011exp(−127800 ?@1 A−1 893C[ℎ 5 ](ó6) 36 3 M EMORIA DE CÁLCULOS 3.1 Intercambiador carga-efluente El intercambiador carga-efluente es un cambiador carcasa y tubo que precalienta la carga al reactor usando el efluente del reactor como fluido calefactor, de forma que disminuye la cantidad de fuel gas necesaria en el primer horno. La condición de diseño empleada es que el efluente del reactor salga del intercambiador a una temperatura de 25ºC. Mediante un balance de energía se calcula el calor necesario para enfriar el efluente del reactor hasta la temperatura deseada: H =IJ   K (A  −A % )(ó7) Y calculamos la temperatura de salida de la carga del reactor: H =IJ L  KL (A L% −A L )(ó8) Para calcular el área de intercambio necesaria, usamos la ecuación de transmisión de calor: H =MNOAPQ(ó9) OAPQ =RA  −A L% S−(A % −A L ) ln(RA  −A L% S (A % −A L ))(ó10) La U se aproximó a la de un intercambiador carga-efluente del proceso RZ-100 (CEPSA): M=297,7 V I % ℃ Para resolver el sistema de ecuaciones usamos el EES. 3.2 Reactores Los reactores del proceso son cuatro reactores catalíticos de lecho móvil iguales, por lo que usamos el modelo de flujo pistón para calcular la masa de catalizador que hace falta en cada uno para logar una conversión de propano del 40% con una selectividad hacia el propileno del 90%. La ecuación de diseño para el modelo flujo pistón es la siguiente: −0X Y 0V =(− Y )(ó11) i= Propano (A), propileno (B), hidrógeno (C), etileno (D), metano (E), etano (F). Además de la reacción de deshidrogenación, tenemos las reacciones de cracking y de hidrogenación del etileno, además de la reacción de coquización que provoca la desactivación del catalizador. Las velocidades de consumo de cada componente son las siguientes: (− Z )=(− Z )  +(− Z ) % (ó12) (− [ )=−(− Z )  (ó13) (−  )=(−  )  −(− Z )  (ó14) (− \ )=(− \ )  −(− Z ) % (ó15) Memoria de cálculos 37 (− ] )=−(− Z ) % (ó16) (− ^ )=−(− \ )  (ó17) Para la cinética de cada componente, necesitamos la presión parcial de cada componente en función de su flujo molar:  Y =X Y ?A H(ó18) H = _`a N b (ó19) Para el modelo flujo pistón, la variación de la temperatura respecto a la masa de catalizador es la siguiente: c IJ Y  KY YdZ,[,,\,],^ 0A 0V =c(−∆ f )(− Y )  Yd +M(A ` −A)(ó20) Los cuatro reactores son adiabáticos, por lo que Ua (T a -T)=0, quedando la siguiente ecuación: c IJ Y  KY YdZ,[,,\,],^ 0A 0V =c(− Y )(−  Yd ∆ f )(ó21) Para la desactivación del reactor, usábamos el modelo desactivación de primer orden en el que obtenemos un modelo para la desactivación respecto al tiempo [Ecuación ]. Para poder resolver el sistema, obtenemos el tiempo en función de la masa de catalizador para poder integrar ladesactivación.  =g(1)(ó22) 1 =V IJ (ó23) =1−exp(− 2 V IJ )(ó24) Para la cinética de las tres reacciones que se producen en el reactor tenemos las siguientes constantes cinéticas:  + =0,0315 6hij 6_k`lm  %+ =2,79·10 5# 6hij 6_k`lm  + =1,416·10 5- 6hij 6_k`lm  [+ =3,57atm   =0,01exp(20,46−14277 A) Para resolver los reactores, usamos el programa EES para integrar las siete ecuaciones diferenciales entre W=0 y 3.500 kg. 38 Memoria de cálculos 3.3 Hornos En la entrada de cada reactor hay un horno que lleva la carga a una temperatura de 628ºC, ya que la reacción de deshidrogenación es muy endotérmica y mantener la temperatura de operación ayuda a conseguir una mayor conversión. El combustible del horno es fuel gas, cuyo PCI es el siguiente: rs =53.928t u vkj  Realizamos el balance de energía para calcular el calor necesario para calentar la carga a 628ºC en cada horno. H ú8Yj =IJ K (A  −628)(ó25) El calor que debe generar la combustión del combustible debe ser el siguiente: H vkj =H ú8Yj +H Kl2Y2i +H _`aa (ó26) El calor perdido son las pérdidas debido a la radiación, que son un 5%: H Kl2Y2i =0,02H vkj (ó27) La resolución del sistema de ecuaciones del horno se realiza mediante EES. 3.4 Etapa de compresión Para separar el propano y el propileno del resto de gases se usa una compresión en tres etapas con enfriamiento intermedio y depuradores de succión para evitar que el condensado entre al compresor y lo dañe. El diseño y la simulación de la etapa de compresión se llevaron a cabo mediante ASPEN PLUS, usando el siguiente diagrama de proceso: El método termodinámico usado para la simulación de la etapa de compresión fue el de Peng Robinson, adecuado para mezclas de compuestos no polares, siendo así usado para procesos con hidrocarburos, además de proporcionar resultados razonables para todo rango de presión y temperatura. Fig. 3.1. Sistema de compresión por etapas Memoria de cálculos 39 Las condiciones de operación del sistema de compresión son las siguientes: Tabla 3.1. Condiciones de operación de la etapa de compresión con enfriamiento Compresor Presión entrada (bar) Presión de salida (bar) Temperatura de entrada (ºC) Temperatura de enfriamiento (ºC) 1ª etapa 1,11 9,12 -59 27,8 2ª etapa 9,12 18,2 -5 17,9 3ª etapa 18,2 26 15 5 Depurador Temperatura (ºC) Presión (bar) V-01 -59 1,11 V-02 -5 9,12 V-03 15 18,2 V-04 5 26 Introducimos la alimentación, definimos el incremento de presión y el rendimiento mecánico de los compresores, la temperatura de salida de los enfriadores, la temperatura y la presión de los depuradores y la presión de los MIXERS, simulando la etapa del proceso en ASPEN. 3.5. Depuradores de succión Para el cálculo del volumen de los depuradores de succión, se usó la ecuación de Souders-Brown: x =y z5 y { y { %  (ó28) Donde: v= velocidad máxima del vapor permitida (m/s) ρ L = densidad del líquido (kg/m 3 ) ρ V = densidad del vapor (kg/m 3 ) Los valores para k recomendados son los siguientes (Tabla 3.2.) 40 Memoria de cálculos Tabla 3.2. Valores de k para rango de presiones Presión (bar) k 0-7 0,107 7-21 0,101 21-42 0.092 3.5 Columna de separación propano-propileno Las condiciones de operación de la columna se tomaron de Handbook Separation Techniques for Chemical Engineers (Schweitzer), siendo las siguientes: Fig 3.2. Esquema de la columna de separación propano-propileno. El diseño y simulación de la torre se llevó a cabo mediante Aspen Plus, usando como método termodinámico el de Peng Robinson, válido para mezclas de compuestos no polares, como hidrocarburos. Primero, se diseñó una columna DSTWU para obtener el número de platos, el plato de alimentación y el flujo molar de destilado. Las presiones del condensador y el reboiler se obtuvieron usando un HEATER Fig.3.3. Cálculo de la presión de la torre Memoria de cálculos 41 Por lo que obtenemos una presión para el condesador de 16,314 bar y una presión para el reboiler de 20,685 bar. A continuación realizamos el diseño de la columna DSTWU (Fig. 3.4), introduciendo las condiciones de diseño: Introducimos los datos para la corriente de alimentación y las condiciones de diseño de la columna. Obtenemos que para las condiciones de operación la columna, comenzaremos a simular la columna RADFRAC con 130 platos, con la alimentación en el plato 67 y con una fracción de destilado de 0,42. A continuación, simulamos la columna con el modelo RADFRAC con los datos obtenidos en la columna DSTWU: Fig.3.4. Columna DSTWU Fig. 3.5. Columna RADFRAC 48 Mediciones del proyecto Fig.4.1. BAST’s U.S. EIB Platinum Se ha tomado un precio medio de 924,5 $/troy ounce, lo que equivale a 27,05 €/g. Multiplicamos el precio obtenido por un factor de 1,2, para aproximar el precio de la alúmina, obteniendo un precio final de 32,46 €/g. 4.2.2. Coste del propano El propano es la materia prima del proceso, la evolución de su precio se encuentra en la siguiente gráfica (Fig. 4.2). Fig. 4.2. Evolución del precio del propano (Index Mundi) El precio actual del propano es de 0,4 € por galón estadounidense, lo que equivale aproximadamente a 0,20 €/kg. Mediciones del proyecto 49 4.2.3. Coste de las utilities 4.2.3.1. Electricidad Fig. 4.3. Precio de la electricidad de uso industrial en España Tabla 4.12. Costes de la electricidad de uso industrial en España Semestre Precio (€/kWh) 2015 S1 0,0921 2014 S2 0,0979 2014 S1 0,0988 4.2.3.2. Combustible El combustible seleccionado para los hornos es gas natural, en la siguiente gráfica (Fig. 4.4) se muestra el precio del gas natural en €/GJ 50 Mediciones del proyecto Fig. 4.4. Precio del gas natural Se tomará un precio medio de 1,6 €/GJ para el cálculo del coste de producción 4.3. Costes totales Tabla 4.13. Costes de operación Suministro Capacidad necesaria Precio Precio total €/año Propano 2.533,5 kg/h 0,20 €/kg 4.377.888,00 Catalizador 0,5 kg/h 32,46 €/kg 19.202.365,44 Combustible 2.562,8 kW 1,80 €/GJ 143.482,75 Electricidad 1442,2 kW 0,096 €/kWh 1.122.465,60 TOTAL 24.846.201,8 Mediciones del proyecto 51 Tabla 4.14 Resumen de costes de implantación Nº ITEM PRECIO RECIPIENTES V-01 81.013,66 V-02 34.137,74 V-03 21.001,89 V-04 18.312,84 TOTAL 154.466,13 COLUMNAS C-01 187.627,35 TOTAL 187.627,35 COMPRESORES CO-01 5.264.140 TOTAL 5.264.140 INTERCAMBIADORES E-01 175.101,3 E-02 311.319,2 E-03 346.167,6 E-04 1.729.455 TOTAL 2.562.043,1 REACTORES R-01,02.03,04 745.523,2 TOTAL 2.982.092,8 HORNOS H- 01,02,03,04 1.006.978 TOTAL 4.027.912 OTROS A-01 4.498.635,5 A-02 44.782,25 52 Mediciones del proyecto TOTAL 4.543.417,75 TOTAL 19.721.699,13 Fig.4.5. Representación gráfica de los costes de equipos 4.4. Beneficios El beneficio adquirido por la planta procederá de la venta del producto principal, el propileno. El precio de venta del propileno depende fundamentalmente del precio de la materia prima, el propano, el cual varía mucho debido a la fluctuación del precio del petróleo (Fig. 4.6). Fig. 4.6. Platts Global Propylene Price Index 0 1000000 2000000 3000000 4000000 5000000 6000000 PRECIO PRECIO Mediciones del proyecto 53 En la Fig. 4.6 se observa cómo el precio del propileno oscila entre 800-1.450 $ la tonelada métrica, por lo que se tomará un precio de venta que genere beneficios a la planta. El hidrógeno que no se recircula al proceso se venderá como subproducto a un precio aproximado de 1,5 € el kilogramo. 4.5. Cálculo de los índices de rentabilidad 4.5.1. Cálculo de los flujos netos de caja El flujo neto de caja es la suma de los beneficios netos, de la amortización y de cualquier otro ingreso o desembolso. Primero debemos calcular el beneficio bruto, que es la diferencia entre los ingresos por la venta del producto (V) y el coste total de producción (CTP). ƒƒ =„−Ar (Ecuación 32) A continuación, calculamos el beneficio neto antes de impuestos, el cual se obtiene añadiendo la depreciación de los equipos (D). ƒ}Ns =ƒƒ−O (Ecuación 33) Luego, calculamos el beneficio neto después de impuestos, que se obtiene restándole al BNAI los impuestos, (1-t), donde t es la tasa legal impositiva, la cual tiene un valor del 30%. ƒ}Os =ƒ}Ns(1−1) (Ecuación 34) El flujo de caja se obtiene sumando la depreciación de los equipos al beneficio neto después de los impuestos. X =ƒ}Os+O (Ecuación 35) Ya que el objetivo del proyecto es realizar una aproximación a la rentabilidad del proceso, la amortización de los equipos será lineal y se supondrá un coste de producción y un precio de venta constante, por lo que los flujos de caja serán iguales para todos los años. El análisis de rentabilidad se hará para un periodo de 20 años. Tabla 4.15. Cálculo de los flujos de caja € BB 4.802.908,6 BNAI 3.095.489,2 BNDI 2.166.482,4 FC 3.874.261,9 54 Mediciones del proyecto 4.5.2. Cálculo del VAN El VAN es un índice de rentabilidad que se basa en calcular la suma de los valores actualizados de los flujos netos de caja, si el resultado es positivo el proceso es rentable, ya que obtenemos beneficios, mientras que si el resultado es negativo el proceso no es viable puesto que tenemos pérdidas. El VAN se calcula con la siguiente ecuación: „N}=−N+∑ ^ † (5Y) † ‡ ‚d+ (Ecuación 36) Donde A es la inversión inicial, n el año de flujo de caja y i la tasa interna de rentabilidad, la cual supondremos con un valor del 15% „N}=−17.074.194,5+c 3.874.261 (1+0,15) ‚ ‡ ‚d+ VAN= 4.846.086,09 € 4.5.3. Cálculo del TIR El TIR es un índice de rentabilidad que consiste en calcular la tasa interna de rentabilidad que hace que el VAN tenga un valor de 0. Si el TIR obtenido es mayor a la tasa interna de rentabilidad real, el proyecto es rentable, en el caso contrario, será inviable. 0=−N+∑ ^ † ($bˆf) † ‡ ‚d+ (Ecuación 37) TIR= 21 % 4.5.4. Cálculo del Payback El Payback es el periodo de retono o de reembolso, es decir, el tiempo requerido para recuperar la inversión inicial. Se calcula mediante el VAN, siendo éste el año en el que el VAN es igual a 0, lo que nos da un resultado de 8,5 años para recuperar la inversión inicial. 55 5 C ONCLUSIONES Según los resultados obtenidos en los índices de rentabilidad el proceso es viable, con un VAN positivo y un TIR mayor a la tasa de rentabilidad supesta. Aún así, los beneficios obtenidos no son muy altos, ya que además el payback es alto, pues no se recupera la inversión hasta aproximadamente los 8 años y medio. Esto puede deberse a la aproximación de los costes de producción y los de venta, ya que el coste de propano, así como el del combustible, fluctúan mucho debido a la variación del precio del petróleo, lo que también produciría variaciones en el precio de venta del propileno y del hidrógeno como subproducto, pero al ser un proyecto académico, se han tomado los costes y los precios de venta constantes, lo cual hace variar mucho el resultado. Aún así, los resultados obtenidos parecen coherentes y satisfactorios. 56 6 B IBLIOGRAFÍA [1] J. A. M. Jiménez, «Doble intensificación de procesos: Reactor de Membrana acoplado a Reactor de Lecho Fluidizado de Dos Zonas (RLFDZ) para deshidrogenación catalítica de propano». 2012. [2] «Chemical and Petroleum Manufacturers of India,» 2012. [3] «APPE (Association of Petroleum Producers in Europe),» 2012. [4] « American Chemical Council 2013 Statistics,» 2012. [5] V. K. Arora, «Propylene via CATOFIN Propane Dehydrogenation Technology,» de Uop Oleflex Process for Light Olefin Production, 2014. [6] D. W. Joseph Gregor, «Uop Oleflex Process for Light Olefin Production,» de Handbook of Petrochemicals Production Processes, 2004. [7] ThyssenKrupp, «Thyssenkrupp Industrial Solutions,» 2005. [En línea]. Available: http://www.thyssenkrupp-industrial- solutions.com/fileadmin/documents/brochures/TKIS_STAR_Process.pdf. [8] D. Sanfilippo, «Dehydrogenations in Fluidized Bed: Catalysis and Reactor Engineering,» Catalysis Today , 2011. [9] H. Zimmermann y H. Bölt, «Linde/BASF Propane Dehydrogenation Process,» DGMK Tagungsbericht, 2005. [10] J. M. B. V. T. I. P. P. M.M. Bhasin, «Dehydrogenation and Oxydehydrogenation of Paraffins to Olefins,» Applied Catalysis A: General, vol. 221, nº 397, 2001. 57 7 A NEXOS DIAGRAMAS DE MASA Y ENERGÍA 64 66 LISTA DE EQUIPOS 67 68 69 70 71 72 73 80 HOJA DE DATOS DE UN INTERCAMBIADOR DE CARCASA Y TUBO 1 CLIENTE INTERCAMBIADOR CARGA/EFLUENTE E-01 Rev Fecha Por Revd. Apvd. 2 ETSI 3 UBICACIÓN 4 5 UNIDAD 6 DESHIDROGENACIÓN DE PROPANO 7 Servicio APROVECHAMIENTO ENERGÉTICO DEL EFLUENTE DEL REACTOR Item Nº E-01 8 Tamaño Tipo CARCASA Y TUBOS Conectados en Paralelo Serie 9 Surf/Unit (Gross/Eff) Carcasa/Unid Surf/Shell (Gross/Eff) 10 11 Ubicación del fluido LADO CARCASA LADO TUBOS 12 Nombre del fluido PROPANO CONDENSADO EFLUENTE DE LOS REACTORES 13 Flujo total kg/s 14 Vapor (Ent/Sal) 15 Líquido 16 Vapor de agua 17 Agua 18 Incondensados 19 Tenoeratura (Ent/Sal) ºC 20 Gravedad específica 21 Viscosidad Cp 22 Peso molecular del vapor 23 Peso molecular de los incondensables 24 Calor específico W/m2K 25 Conductividad térmica W/m2K 26 Calor latente kJ/kg 27 Presión de entrada barg 28 Velocidad m/s 29 Caida de presión Perm/Calc bar 30 Resistencia de ensuciamiento m2K/W 31 Calor transferido kW 32 Actual U W/m2K 33 DATOS DE CONSTRUCCIÓN DE UNA CARCASA 34 LADO CARCASA LADO TUBOS 35 Presión de diseño barg 36 Temperatura de diseño ºC 37 Núm de pasos por la carcasa 38 Corrosión permitida 39 Conexiones dimensiones & especificación de material Ent 40 Sal 41 Núm Tub OD pulg Espesor (Prom) mm Longitud ft Pitch Layouy 42 Tipo de tubos Material 43 Carcasa ID pulg OD Pulg Covertura carcasa 44 Channel or Bonnet Covertura Canal 45 Tubesheet-Stationary Tubesheer-Floating 46 Floating Head Cover Impringement Plate 47 Baffles Tipo %Corte (Diam) Espaciado (c/c) pulg Crosspasses 48 Bafles-Long Seal Type 49 Supports-Tube U-Bend Tipo 50 Bypass Seal Arrangement Tube-Tubesheet Joint 51 Expansion Joint Tipo 52 Rho-V2-Inlet Nozzle lb(ftsec2 Bundle Entrance Bundle Exit 53 Gaskets Shell Side Lado Tubos 54 Floating Head 55 Código Requerimentos Tema Class 81 ARCHIVOS EES 82 {REACTOR 1} {A:PROPANO B:PROPILENO C:HIDRÓGENO D:ETILENO E:METANO F:ETANO} {ALIMENTACIÓN} F=350 {kmol/h} p_0=1,3 {bar} y_A0=0,37 y_B0=0 y_C0=0,63 y_D0=0 y_E0=0 y_F0=0 T_0=628+273 {K} T_ref=793 {K} F_A0=y_A0*F {kmol/h} F_B0=y_B0*F {kmol/h} F_C0=y_C0*F {kmol/h} F_D0=y_D0*F {kmol/h} F_E0=y_E0*F {kmol/h} F_F0=y_F0*F {kmol/h} p_A0=y_A0*p_0 {bar} p_B0=y_B0*p_0 {bar} p_C0=y_C0*p_0 {bar} p_D0=y_D0*p_0 {bar} p_E0=y_E0*p_0 {bar} p_F0=y_F0*p_0 R=8,314 {J/molK} {CINÉTICAS} {1: C3H8->C3H6+H2} R_1=(a*k_1*(p_A-(p_B*p_C/K_eq)))/(1+(p_B/K_B)) {kmol/kgh} k_1=0,0315*exp((-34570/R)*(1/T-1/T_ref)) {kmol/kghbar} K_eq=exp(20,56-(14277/T))/100 {bar} K_B=3,46*1,031*exp((-85817/R)*(1/T-1/T_ref)) {bar} {2:C3H8->C2H4+CH4} R_2=k_2*p_A {kmol/kgh} k_2=2,79E-4*exp((-137310/R)*(1/T-1/T_ref)) {kmol/kghbar} {3:C2H4+H2->C2H6} R_3=k_3*p_D*p_C {kmol/kgh} k_3=1,416E-5*exp((-154540/R)*(1/T-1/T_ref)) {kmol/kghbar} a=exp(-K_d*ti) k_d=0,011*exp((-127800/R)*(1/T-1/893)) {1/h} a_0=1 ti=W/m m=100 {kg/h} {VELOCIDADES} r_A=r_1+r_2 {kmol/kgh} r_B=-r_1 {kmol/kgh} 83 r_C=r_3-r_1 {kmol/kgh} r_D=r_3-r_2 {kmol/kgh} r_E=-r_2 {kmol/kgh} r_F=-r_3 {kmol/kgh} {Ec de diseño} dFAdW=-r_A dFBdW=-r_B dFCdW=-r_C dFDdW=-r_D dFEdW=-r_E dFFdW=-r_F F_A=F_A0+Integral(dFAdW;W;W_0;W_f) {kmol/h} F_B=F_B0+Integral(dFBdW;W;W_0;W_f) {kmol/h} F_C=F_C0+Integral(dFCdW;W;W_0;W_f) {kmol/h} F_D=F_D0+Integral(dFDdW;W;W_0;W_f) {kmol/h} F_E=F_E0+Integral(dFEdW;W;W_0;W_f) {kmol/h} F_F=F_F0+Integral(dFFdW;W;W_0;W_f) {kmol/h} F_T=F_A+F_B+F_C+F_D+F_E+F_F W_0=0,01 W_F=3000 {TEMPERATURA} dTdW=((-H_1*r_1)+(-H_2*r_2)+(-H_3*r_3))/SumFCp T=T_0+Integral(dTdW;W;W_0;W_f) SumFCp=F_A*Cp_A+F_B*Cp_B+F_C*Cp_C+F_D*Cp_D+F_E*Cp_E+F_F*Cp_F {kJ/kmolK} cp_A=Cp(C3H8;T=628)*44 {kJ/kmolK} cp_B=Cp(Propylene;T=628;P=101,325)*42 {kJ/kmolK} cp_C=Cp(H2;T=628)*2 {kJ/kmolK} cp_D=Cp(C2H2;T=628)*28 {kJ/kmolK} cp_E=Cp(CH4;T=628)*16 {kJ/kmolK} cp_F=Cp(C2H6;T=628)*30 {kJ/kmolK} h_A=Enthalpy(C3H8;T=628)*44 {kJ/kmol} h_B=Enthalpy(Propylene;T=628;P=101,325)*42 {kJ/kmol} h_C=Enthalpy(H2;T=628)*2 {kJ/kmol} h_D=Enthalpy(C2H4;T=628)*28 {kJ/kmol} h_E=Enthalpy(CH4;T=628)*16 {kJ/kmol} h_F=Enthalpy(C2H6;T=628)*30 {kJ/kmol} H_1=H_B+H_C-H_A {kJ/kmol} H_2=H_D+H_E-H_A {kJ/kmol} H_3=H_F-H_E-H_C {kJ/kmol} {PRESIONES} p_A=p_T*F_A/F_T {bar} p_B=p_T*F_B/F_T {bar} p_C=p_T*F_C/F_T {bar} p_D=p_T*F_D/F_T {bar} p_E=p_T*F_E/F_T {bar} p_F=p_T*F_F/F_T {bar} p_T=p_0 84 x_A=(F_A0-F_A)/F_A0 S_B=(F_B)/(F_A0-F_A) $Integraltable W;T;F_A;F_B;F_C;F_D;F_E;F_F;a;x_A;S_B;k_1;k_2;k_3;k_B;K_eq 85 {INTERCAMBIADOR CARGA EFLUENTE BALANCE DE ENERGÍA} {Fijando los 25ºC y suponiendo que el la temperatura del reactor son 596ºC} {1:ENTRADA FRIO 2:SALIDA FRIO 3:ENTRADA CALIENTE 4:SALIDA CALIENTE} {FLUIDO CALIENTE} x_A=0,1764 x_B=0,1275 x_C=0,6685 x_D=0,013727 x_E=0,013754 x_F=0,000027 Cp_A4=Cp(Propane;T=25;P=130)*44 {kJ/kmolK} Cp_B4=Cp(Propylene;T=25;P=130)*42 {kJ/kmolK} Cp_C4=Cp(Hydrogen;T=25;P=130)*2 {kJ/kmolK} Cp_D4=Cp(Ethylene;T=25;P=130)*28 {kJ/kmolK} Cp_E4=Cp(Methane;T=25;P=130)*16 {kJ/kmolK} Cp_F4=Cp(Ethane;T=25;P=130)*30 {kJ/kmolK} Cp_A3=Cp(Propane;T=605;P=130)*44 {kJ/kmolK} Cp_B3=Cp(Propylene;T=605;P=130)*42 {kJ/kmolK} Cp_C3=Cp(Hydrogen;T=605;P=130)*2 {kJ/kmolK} Cp_D3=Cp(Ethylene;T=605;P=130)*28 {kJ/kmolK} Cp_E3=Cp(Methane;T=605;P=130)*16 {kJ/kmolK} Cp_F3=Cp(Ethane;T=605;P=130)*30 {kJ/kmolK} Cp4=x_A*Cp_A4+x_B*Cp_B4+x_C*Cp_C4+x_D*Cp_D4+x_E*Cp_E4+x_F*Cp_F4 {kJ/kmolK} Cp3=0,186*Cp_A3+0,128*Cp_B3+0,662*Cp_C3+0,011*Cp_D3+0,012*Cp_E3+0,001*Cp_F3 {kJ/kmolK} Q=F_CAL*(CP4*25-CP3*605) {kW} F_CAL=407,6/3600 {kmol/s} {FLUIDO FRIO} Q=-F_FRIO*(CP2*(T_2)-CP1*(-27,5)) {kW} F_FRIO=350/3600 {kmol/s} Cp_A1=Cp(Propane;T=-27,5;P=430)*44 {kJ/kmolK} Cp_C1=Cp(Hydrogen;T=-27,5;P=430)*2 {kJ/kmolK} Cp_A2=Cp(Propane;T=600;P=430)*44 {kJ/kmolK} Cp_C2=Cp(Hydrogen;T=600;P=430)*2 {kJ/kmolK} Cp2=0,37*Cp_A2+0,67*Cp_C2 {kJ/kmolK} Cp1=0,37*Cp_A1+0,67*Cp_C1 {kJ/kmolK} {UA} Q=-(UA/1000)*DTLM {kW} DTLM=((596-t_2)-(25+27,5))/Ln((596-t_2)/(27,5+40)) {ºC} A=UA/U {m2} U=297,7 {W/m2ºC} 86 {HORNOS} {ALIMENTACIÓN } x_A=0,37 x_B=0 x_C=0,63 x_D=0 x_E=0 x_F=0 F=389,2115 cp_A1=Cp(C3H8;T=577,2)*44 {kJ/kmolK} cp_B1=Cp(Propylene;T=577,2;P=101,325)*42 {kJ/kmolK} cp_C1=Cp(H2;T=577,2)*2 {kJ/kmolK} cp_D1=Cp(C2H2;T=577,2)*28 {kJ/kmolK} cp_E1=Cp(CH4;T=577,2)*16 {kJ/kmolK} cp_F1=Cp(C2H6;T=577,2)*30 {kJ/kmolK} cp_A2=Cp(C3H8;T=628)*44 {kJ/kmolK} cp_B2=Cp(Propylene;T=628;P=101,325)*42 {kJ/kmolK} cp_C2=Cp(H2;T=628)*2 {kJ/kmolK} cp_D2=Cp(C2H2;T=628)*28 {kJ/kmolK} cp_E2=Cp(CH4;T=628)*16 {kJ/kmolK} cp_F2=Cp(C2H6;T=628)*30 {kJ/kmolK} Cp_1=x_A*Cp_A1+x_B*Cp_B1+x_C*Cp_C1+x_D*Cp_D1+x_E*Cp_E1+x_F*Cp_F1 Cp_2=x_A*Cp_A2+x_B*Cp_B2+x_C*Cp_C2+x_D*Cp_D2+x_E*Cp_E2+x_F*Cp_F2 Q_util=F*(Cp_2*628-Cp_1*577,2) {kJ/h} Q_comb=Q_util/eta Q_comb=m_c*PCI PCI=53928 eta=0,95 Q_kw=Q_util/3600