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OPTIMIZACIÓN DEL TRANSPORTE DE FLUIDOS EN LA PARTE ENCARGADA DEL INTERCAMBIO DE CALOR EN EL PROCESO PARA OBTENCIÓN DE 2300 TON/AÑO DE ACETONA A PARTIR DE ALCOHOL ISOPROPÍLICO (IPA). Luis Miguel Avendaño Rivero, Libardo Andrés García Echeverri, Henry León Henao Curso de Transferencia de Cantidad de Movimiento. Escuela de Procesos y Energía. Facultad de Minas. Universidad Nacional de Colombia, Medellín. [email protected] Abstract: This document describes the design of service pipes for an industrial plant for the production of acetone from isopropyl alcohol, based on a previous work. This design includes the choice of pipe material and it’s dimensions, as well as the determination of losses by length and changes of direction by accessories that allow the selection of drive machines, which guarantee the transport of the fluid and the classification of variables for the process control. Palabras clave: intercambio de calor, tubería, accesorios, perdidas, viscosidad, 1. INTRODUCCIÓN El buen funcionamiento de una planta de procesos químicos depende en gran medida de la correcta distribución y transporte de las líneas de tuberías de la misma, involucrando esto la selección de los equipos que mejor se acomoden a dicho proceso además de un buen mapeo de las variables que se involucran en todo este proceso. Cabe resaltar la importancia de esta correcta distribución en la recuperación de la inversión realizada además de evitar pérdidas económicas de la planta tratada. En el presente trabajo se basa en el diseño de una planta de producción de acetona por medio de alcohol isopropílico, teniendo en cuenta que la acetona es de gran utilidad industrialmente en la fabricación de diferentes compuestos tales como Bisfenol A, Acido metracrílico, entro otros además de ser utilizado como solvente de la mayoría de platicos y fibras sintéticas, en la limpieza de circuitos y componentes electrónicos en general. Del trabajo de donde se partió el presente informe sólo fueron establecidas las líneas de conducción para los fluidos del proceso, razón por la cual, el propósito fundamental de este documento será diseñar un sistema de transporte óptimo para los fluidos del proceso, los cuales serán acoplados al proceso existente de acuerdo con las condiciones establecidas previamente.

Inicialmente, se hace necesario el conocimiento de las condiciones de operación requeridas por cada uno de los equipos involucrados en el proceso. Después de esto, se plantean balances de materia y energía para determinar flujos, temperaturas, presión y con base en estos cálculos poder hacer una selección apropiada de los materiales de las tuberías que deben ser compradas. Finalmente, con los cálculos anteriores se procede a encontrar las perdidas debido a los accesorios asignados y a la selección de máquinas impulsoras requerida, se asocian estos datos a las variables del proceso para realizar una discusión sobre los lazos de control que se pretenden utilizar. 2. DESCRIPCIÓN DE LA PLANTA La Acetona es un compuesto que se obtiene a partir de la peroxidación del Cumeno o por la deshidrogenación de alcohol isopropílico(IPA), para el caso de la planta estudiada se realizó por el segundo método, en el proceso consiste más específicamente en el uso de un catalizador con el fin de obtener acetona e hidrógeno como subproducto.

En este proceso se encuentra típicamente una mezcla azeotrópica de agua e IPA, 87% peso, dicha mezcla se vaporiza y se alimenta al lecho catalítico de un reactor especialmente diseñado para permitir la mejor transferencia de calor posible. El hidrogeno que se obtiene es de vital importancia y muy valioso, pues ayuda a prevenir fallas en el catalizador, cabe resaltar que el hidrógeno se separa por condensación mientras que la acetona por destilación. En la descomposición del IPA se pueden tener principalmente tres reacciones: (CH3)2CHOH → (CH3)2CO + H2 Deseada 2CH3CHOH → (CH3)2CHOCH(CH3)2 +H2O No deseada CH3CHOHCH3 → CH2CHCH3 +H2O No deseada

IPA MEZCLA FLUIDO CALEFACT OR

302,2

4

100,23

343,4

4

98

4,76

/

20,11 35

Vapor de agua saturado

Intercambiador I-101: aumenta las temperaturas de las especies antes de entrar al reactor, según las especificaciones del proceso. Tabla 2. COMP ONENT E

FL UJ O

PRE SIO N (bar)

T ENT RAD A

T SA LID A

Kg/ h

1.1 Descripción del proceso El proceso inicia con el paso de la mezcla azeotrópica por un evaporador de tubos y coraza con el fin de transportar el vapor por los tubos y el vapor e IPA por la coraza, de este equipo la mezcla pasa hacia el intercambiador I-101 en el cual la mezcla alcanza cierta temperatura necesaria para entrar a los reactores debido al gran gasto de energía que requiere el proceso se plantean unos ciclos de recirculación los cuales consisten en que debido a que se necesita un fluido de servicio con una temperatura elevada en el ingreso del intercambiador I-101, se usa una caldera para obtenerlo, pero la caldera se ayuda de los gases de fluidos que salen con altas temperatura de los reactores, el intercambiador que se encarga de llevar el fluido de servicio a la temperatura deseada en la caldera 1 es el I-102 , después de esto se baja la temperatura aún más con otro intercambiador de calor, I-103, para aprovechar este fluido sumado con una corriente de agua de una tanque de lavado para utilizarlo en el último equipo (condensador) de la parte de intercambio de calor de la planta.

AGUA

IPA

MEZCL A FLUIDO

FRA CCIO N MOL AR

41, 2

3.99

/

/ 0,88

302 ,2

3.99

/

/

0,12

343 ,4

3,99

98

350

1

92, 914

1,01 325

726,8 5

226, 85

CALEF ACTOR Gases de combust ión

Intercambiador I-102 (recuperación de Energía): Este baja la temperatura de los productos de los reactores de 350 °C a 250°C. La entrada del fluido enfriador debe ser de alrededor de 25°C Tabla 3. COMPONE NTE

FLU JO

PRES ION

T ENTR ADA

T SALI DA

Kg/ h

(bar)

49.2

2,76

/

/

30.1

2,76

/

/

263

2,76

342, 3

2,76

350

250

Evaporador tabla 1. AGUA+H COMPONE NTE

FLUJ O Kg/h

AGUA

41,2

PRESI ON (bar) 4

PUNTO DE IPA EBULLIOC IÓN (°C)

ACETONA

120,271

MEZCLA

FLUIDO REFRIGER ADOR

289, 05

91,21 5

25

agua o no los tendremos en cuenta para efectos de simplificar el balance de materia y los demás cálculos.

/

Agua de cadera

Intercambiador I-103: Este baja la temperatura del fluido de proceso de 250 °C a 120°C. Tabla 4. COMPON ENTE

FLU JO

PRESI ON

T ENTR ADA

T SALI DA

Kg/h

(bar)

49.2

2,75

/

/

30.1

2,75

/

/

ACETON A

263

2,75

MEZCLA

342, 3

2,75

250

120

FLUIDO CALEFA CTOR

247, 644

91,21 5

25

/

AGUA+H IPA

Por la estequiometria de la reacción sabemos que por cada mol de IPA se producen una mol de acetona y una mol de hidrogeno; el agua actúa como sustancia de enlace.

Haremos los cálculos basados en un estado estacionario por tanto el cambio en el flujo por unidad de tiempo será cero, las entradas son iguales a las salidas para cada componente y para el proceso global de interés. ∑𝒎𝒆𝒏𝒕𝒓𝒂𝒅𝒂𝒔 ≈∑𝒎𝒔𝒂𝒍𝒊𝒅𝒂𝒔

Agua

Intercambiador E-2 condensador: Este baja la temperatura del fluido de proceso de 120°C a 50°C. Produciéndose el cambio de fase. Tabla 5. MEZCLA POR CONSENS AR MEZCLA

T entrad a °C

T salid a °C

120

50

P bar

2,026 5

FLUJ O Kg/h

442,3

3. BALANCES DE MATERIA DISTRIBUCIÓN DE A PLANTA La planta producirá 2300 ton/año o 263 Kg/h de acetona a partir de una mezcla azeotrópica de IPAagua al 88% P/P y una reacción catalizada por un agente metálico para lograr la producción de la acetona. Dicha reacción tiene un porcentaje de conversión cercano al 10% y asumiremos que el hidrogeno, sales y demás subproductos estarán disueltos en el

Y

𝑚𝑖 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎

Kg/h

Agua

41,2

Agua + H

46,4

IPA

302,2

IPA

30,22

-----------

-------------343,4

ACETONA

263.00

Total

339,7

Total

𝑚𝑗 𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎

Kg/h

A continuación, se presenta el diagrama de proceso de la plata, en el sector asignado para el transporte de la zona de intercambio de calor:

Figura 1. Diagrama del proceso

inicial.

Figura . distribución equipos -Diagrama de tuberías, accesorios, diámetros óptimos y selección de materiales. Se tuvieron varias suposiciones para aligerar la complejidad de los cálculos, para la elección del material de tuberías se tuvieron en cuenta que por ellas se transporta vapores que suelen ser corrosivos, como las temperaturas son altas se escogieron tuberías en acero inoxidable que presentan mayor resistencia a altas temperaturas, altas presiones y resistencia a reacciones químicas y la corrosión. Como el área donde se van a distribuir los quipos es un área relativamente pequeña de 60 𝑚2, las distancias entre los equipos son muy pequeñas, asumimos que los flujos son en una sola fase o todos los corrientes liquidas o todas en vapor. En la entrada al evaporador la corriente de alimento entra liquida, al salir del evaporador sale a 98°C y se asume esta temperatura como temperatura de ebullición de la mezcla, esta corriente de alimento entra al primer intercambiador de calor, al salir de este la corriente sale en forma de vapor a 350°C. La corriente al salir del reactor sale en forma de vapor y entran a los recuperadores de energía donde la corriente de alimento de comienza a condensar, hasta salir en forma líquida. Las corrientes de servicio para los equipos se trabajan de igual manera o flujo en vapor o líquido, las tuberías son de acero inoxidable; en la corriente de gases de combustión se asumió que el flujo es de solo de CO2. Como la sustancia más densa es el agua y las densidades del IPA y acetona se trabaja con la densidad del agua, de manera igual se trabaja con las viscosidades para el cálculo de las pérdidas y del diámetro óptimo de las tuberías, aunque en las entradas a los equipos se usaron los mismos diámetros del trabajo

Figura 2. Distribución planta Distribución en 3D de la plana: Para diseñar la red de tuberías para los fluidos de servicio utilizados en el proceso, fue necesario realizar la distribución espacial de toda la planta, incluyendo equipos, líneas de proceso y de servicio, con ayuda del software SketchUp. Como se puedo observar, se mostró una vista global de la planta. Para la asignación de accesorios se tuvo en cuenta la conexión del diagrama 3D, y la misma se muestra a continuación, debido a las distancias tan cortas y al régimen del flujo no se hace necesario aun el uso de máquinas impulsoras.

E-2

2

0,7

AguaIPAAcetona

I-1

4

4,4

Agua-IPA

I-2

2,75

1

AguaIPAAcetona

I-3

2,76

1

Agua

tanqu e

Figura 3 Diagrama en 3D planta. 4. SELECCIÓN DE IMPULSORAS

5,5

-PEX ( polímero reticulado): procesos en los que la temperatura son menores de 95 º C y sólo se usa agua.

MÁQUINAS Líneas= F6,SE2IN, SI3IN, SE1-1, SE1-4

4.1 Cálculo de pérdidas por longitud y accesorios Diámetro óptimo: Se realizan los cálculos con las correcciones hechas por Roy (1998), en la cual se tienen las consideraciones actuales de costos y contextualizados con la zona geográfica. Para fluidos turbulentos:

Teniendo en cuenta que el costo por KwH en el valle de aburrá con tarifa no residencial, Industria y comercio. K= 542.39 pesos Colombianos. Y el costo del metro lineal del material seleccionado para 1 es “ X”.

X= 12000 pesos/metro Suspex.Medellín -acero inoxidable 304: Para los procesos de mayor temperatura y con contacto con productos químicos. Líneas= F1 , F2, F3, F4, F5 X= 18000 pesos/metro -Se cuenta con flujo turbulento en todo el sistema. 𝐿𝑣2 ℎ𝑓 =𝑓 𝐷2𝑔

Se usa la ecuación de Colebrook, para encontrar el factor f, que depende del diámetro y de la rugosidad de la superficie. 1 𝐷 = 1.14 + 2 log ( ) √𝑓 𝑒 Contando que para el Pex se tiene una rugosidad de 0,0000015 metros y para el acero inoxidable se tiene 0,000045 metros.

Equi po

Pin [bar]

E-1

4,76

Altura[ m]

FLUIDO de SERVICIO

4,4 Agua-IPA

NOMBRE LINEA DE CORRIE NTE

EQUI PO DE SALI DA

EQEUI PO DE ENTRA DA

F1

E-1

I-1

F2

I-1

R-1,2

FLUJO

AGUA IPA AGUA IPA

F3

R-1,2

I-2

AGUA IPAACETONA AGUAIPAACETONA AGUAIPAACETONA AGUAIPAACETONA GASES DE COMBUST ION

F4

I-2

I-3

F5

I-3

E-2

F6

E-2

NO

SI1

C-1

I-1

SE2IN

TL

E-2

SE2OUT

E-2

TL

SI3OUT

I-3

TL

AGUA

SI3IN

TL

I-3

AGUA

SE1-1

TL

I-2

AGUA

SE1-2

I-2

C-2

SE1-3

C-2

E-1

AGUA VAPOR DE AGUA SAT

SE1-4

E-1

TL

AGUA AGUA VAPOR

AGUA

viscosid ad TEMPERAT [N.s/m^ URA °C 2]

0,00028 8 2,39E05 2,39E05

DENSID DENSID AD AD lb/ft^3 kg/m^3

CAUD AL Kg/h

98

0,03

0,56

343,4

350

708,43

11348,00

343,4

350

708,43

11348,00

343,4

MATERIAL SELECCION ADO

ACERO INOXIDABLE 304 ACERO INOXIDABLE 304

ACERO INOXIDABLE 304

VELOCIDAD ES RECOMEND ADAS PARA FLUIDOS EN TUBERIAS [m/s]

Colum na1

1,2

2,4

1,8

5,39369

0,137000

9

15

12

0,22441

0,005700

9

15

12

0,22441

0,005700

6,03,E +00 2,97,E04 2,97,E04

velocid ad DIAMET DIAMET prome RO RO 2 dio

LONITU D DE caudal TRAMO en S [ft3/s] RECTOS (m)

perdidas por accesori os

Re

F

hf

1

3491,80 273 2,1367E +10 4273306 182

0,008173 177 0,014517 409 0,014517 409

0,00037 574 2,37643 13 0,47528 626

0 1,091229 89 1,091230 04

0,000375 738 3,467661 191 1,566516 3

7

7184105 0,3

0,009867 746

0,29564 497

0,316525 13

0,612170 103

1,5 5

totales

1,75E05

250

1,25

19,96

343,4

ACERO INOXIDABLE 304

9

15

12

1,71653

0,043600

1,69,E01

1,30E05

120

0,07

1,12

343,4

ACERO INOXIDABLE 304

9

15

12

4,31495

0,109600

3,01,E +00

1,5

1168439 ,98

0,008467 313

0,02162 556

0,247035 131

0,268660 689

0,00035 5

80

0,02

0,29

343,4

PEX

1,2

2,4

1,8

6,62597

0,168300

1,15,E +01

2

1983,26 538

0,007915 32

0,00039 495

0,633559 421

0,633954 367

4,88E09

726,85

0,40

6,33

92,91

PEX

9

30

19,5

1,37795

0,035000

1,44,E01

9

1,0507E +11

0,010252 787

1,29916 443

0,345143 155

1,644307 588

27

62,22

996,59

289,04

PEX

1,2

2,4

1,8

0,48425

0,012300

120

0,07

1,12

289,04

PEX

1,2

2,4

1,8

3,99212

0,101400

150

0,16

2,55

247,64

PEX

1,2

2,4

1,8

3,05905

0,077700

27

62,22

996,59

247,64

PEX

1,2

2,4

1,8

0,48425

0,012300

27

62,22

996,59

20,11

PEX

1,2

2,4

1,8

0,17717

0,004500

80

60,66

971,60

20,11

PEX

1,2

2,4

1,8

0,17717

0,004500

150

0,16

2,55

9

15

12

0,92520

0,023500

2,85,E03 2,53,E +00 9,54,E01 2,44,E03 1,98,E04 2,03,E04 7,75,E02

10

2807302 ,19 207722, 663 1418180 ,28 1052738 3,2 4210953 ,29 1806359 0,5 1636361 8,6

0,012434 973 0,008573 557 0,008952 827 0,012434 973 0,015263 27 0,015263 27 0,011010 79

0,00848 972 0,00071 003 0,00314 468 0,03183 644 0,04272 478 0,07832 876 0,87436 267

0,613293 927 0,253950 008 0,265943 899 0,613084 948 1,329081 127 1,328935 435 0,416219 534

0,621783 645 0,254660 038 0,269088 576 0,644921 391 1,371805 908 1,407264 199 1,290582 203

0,004500

1,98,E04

10

1403651 ,1

0,015263 27

0,14241 594

1,329461 089

1,471877 024

0,00085 2 0,00001 295 0,00001 4 0,00085 2 0,00085 2 0,00035 5 1,40E05 0,00852

27

62,22

996,59

20,11 PEX 20,11 PEX

1,2

2,4

1,8

0,17717

2 2 6,5 7,5 3 5,5

Se toma como un tipo de servicio continuo, el líquido que se usa no es corrosivo, ni abrasivo, ni depositante y de pH neutro. Como datos de entrada, se tiene:

Ps(E2)= -45650.55 Pa man. Ps (I3) = 328999.6 Pa man. Ps(I2)= -50531.9 Pa man. PsAbs= -50531.9 + PatmMed =34468 Pa

Para los cálculos de cabeza de descarga, bomba, y succión se usa la ecuación de Bernoulli para cada caso particular, teniendo en cuenta el texto base y las pérdidas, condiciones de régimen del flujo adjunto en la memoria de cálculos. Se planteó inicialmente un balance entre la salida de la torre de enfriamiento y la entrada a cada equipo (I-2, I-3, E-2), según las condiciones de operación dadas en texto guía para estos equipos. 𝑃1

𝑃2

𝑣22 − 𝑣12 = + + 𝑧2 − 𝑧1 + ℎ𝑓1−2 𝜌𝑔 𝜌𝑔 2𝑔 De los valores obtenidos para la presión necesaria de salida de la torre de enfriamiento, se elige la presión de mayor valor, debido a que dicho valor corresponde al máximo requerimiento energético para que el fluido llegue de la torre a los equipos en cuestión. Se analizan los tramos que se tiene que desplazar el agua de la torre a los diferentes elementos, se elegirá la presión mayor, se cuenta con características de operación: -agua a 27° C, ρ= 996.6 Kg/m3, Pv= 3568 Pa, hf= 0.0843 m2/s2, Zs= 5 metros, α = 1, PatmMed= 85000Pa, µ = 1 cP Presión succión (Ps): se toma la presión en el tanque como 0 ya que se supone como abierto.

Por lo tanto, NPSHA= PsAbs-Pv= 30900 Pa.= 3,15 mca Como NPSHA > 1,2* NPSHR; NPSHR = 2.625 mca La cabeza de succión es Hs= Psman*10,33mca/101325Pa= 5.15mca. El cálculo de la presión de descarga tiene en cuenta la mayor presión que se tiene en los elementos en este caso es de 2.76 bares (276000 Pa), con densidad de 996,6 kg/m3 y una altura de 1 metro. P2=presión + ρgh= 285766,7 Pa man. A la hora de encontrar la cabeza de descarga del sistema se usó:

No hay cambio de diámetro por lo tanto las velocidades son iguales, al igual que la altura de la descarga están en la misma línea, por lo tanto la diferencia también es cero. Con unas pérdidas en la descarga de 2 mca. Por lo tanto: P_D= ρ*[p2/ρ +Hfd]= 287472 Pa Entonces la altura de cabeza de descarga es Hd= 29,3 mca La altura total de cabeza (H) H = Hs+ Hd = 43,46 mca. Considerando Q= 4 m3/h.

EQUIPO

VARIABL E MANIPU LADA

VARIABL E CONTRO LADA

Intercambi adores de calor

Flujo de entrada del fluido de servicio al intercambi ador (Agua o vapor de agua)

Temperatur a de salida del fluido de proceso del intercambia dor

Caldera

Flujo de suministro de combustibl e

Presión de salida del vapor de agua de la caldera

Reactor

Flujo de entrada del fluido de servicio al reactor (Agua)

Temperatur a de salida del fluido de proceso del reactor

Evaporador Flujo de entrada del

Temperatur a de salida

.|

Figura 4. Grafica bomba

5. CONTROL 5.1 Paramiento de variables para el lazo de control en los equipos En todo proceso industrial es de suma importancia establecer un sistema de control, debido a que existen diversos factores como lo son: seguridad en general, optimización del proceso y censado o monitoreo del mismo.

Condensad or

fluido de servicio al evaporador (Agua)

del fluido de proceso del evaporador

Flujo de entrada del fluido de servicio al reactor (Agua)

Temperatur a

Figura 5. Lazo de control para el intercambiador de calor Figura 6.Lazo de control para la caldera

•

• Figura 7 Lazo de control para el reactor Para el sistema de control en los intercambiadores de calor y el reactor, se mide la temperatura de salida del fluido de proceso (salida del sistema de control) y según el error que se genera respecto al valor deseado de la misma (set point), el controlador toma la decisión de abrir o cerrar la válvula(actuador) que regula el flujo de entrada del fluido de servicio (agua o vapor de agua, entrada del sistema de control). Para el control en la caldera, se mide la presión de salida del vapor de agua, y según la desviación de dicho valor respecto al deseado, el controlador envía una señal para abrir o cerrar la válvula a través de la cual fluye el combustible que se alimenta a la caldera.

en una planta de proceso depende fundamentalmente de la energía disponible en cada tramo de tubería y de las pérdidas que se presentan por el flujo de las mismas. En este caso, solo fue necesario implementar al proceso una bomba ubicada a la salida de la torre de enfriamiento. Establecer sistemas de control en una planta de procesos es fundamental, dado que estos permiten la operación correcta y segura de la misma y el cumplimiento de los requerimientos del proceso. Es muy importante tener claro ante qué tipo de régimen está el proceso estudiado, pues debido esto se puden realizar ciertas aproximaciones que minimizan la cantidad y complejidad de los cálculos.

7. REFERENCIAS Cincinnati Fan. Quick Fan Selector Online. https://www.cincinnatifan.com/fan-selector.htm McCabe, Warren L., Smith Julian C. and Peter Harriot. (2004). Operaciones Unitarias en Ingeniería Química. Editorial McGraw Hill. Sexta Edición. Nevers, Noel. (2006). Mecánica de Fluidos para Ingenieros Químicos. Compañía Editorial Continental.

6. CONCLUSIONES •

La selección adecuada de los materiales para las tuberías en un proceso industrial como una planta de procesos, son de vital importancia para la operación correcta y segura de la planta.

•

La determinación de la cantidad de máquinas impulsoras que se deben emplear

Ingenieria conceptual de una planta d producción de acetona Online.http://bibing.us.es/proyectos/abreproy/906 84/fichero/tfg%252FTFG.FranciscoJuanVaquero Acevedo.pdf