CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS

Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN
LA INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 1
OBJETIVOS:
1.
Introducirnos en el Método de Síntesis Jerárquica de Douglas, mediante la Jerarquización de flowsheets de procesos
existentes.
2.
Revisar los conceptos de conversión y selectividad, desarrollando correlaciones entre ambas, para su utilización en el
cálculo de balances.
PROBLEMA Nº 1
Un proceso para producir acetona a partir de isopropanol (IPA) se muestra en la Figura 1. La reacción es:
Isopropanol
Acetona + H2

La reacción tiene lugar a 1 atm y 572 ºF. Como corriente de alimentación se usa una mezcla azeotrópica de IPA – H2O.
Realice la jerarquización del flowsheet.
H2O
Combustible
Vapor
IPA-H2O
Mezclador
Evaporador
Agua fría
Horno
Reactor
Condendor
Absorbedor
H2
Flash
Separador
Reciclador
Acetona
H2O
Figura 1. Proceso de producción de acetona.
PROBLEMA Nº 2 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos)
La reacción primaria es:
Tolueno + 1.5 O2
Año 2011

Ácido Benzoico + Agua
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Sin embargo se producen reacciones reversibles para dar benzaldehído, alcohol bencílico, fenil benzoato y bencil benzoato,
que se forman en las mismas condiciones de reacción, T = 160 ºC y
P = 10 atm. El tolueno puro y el aire se usan como materias primas, la conversión del tolueno es aproximadamente entre 30 y
35%. Del siguiente flowsheet analizar y realizar su jerarquización.
Ácido
Benzoico
Reactor
Aire
Tolueno
Catalizado
Stripping
de Tolueno
Figura 2. Proceso de producción de ácido benzoico.
Rectificación
de Ácido
Benzoico
PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química)
Para producir alcohol etílico a partir de melaza, se deben llevar a cabo las siguientes reacciones:
C12 H 22O11  H 2 O

C6 H 12O6  levadura
2C6 H 12O6

2CO2  2CH 3CH 2OH
(1)
(2)
La melaza contiene 55% de azúcares y se diluye para dar un mosto con 15% de azúcar. La primera es una hidrólisis en medio
ácido (sulfúrico), para desdoblar la sacarosa en glucosa y fructosa. Después se agregan nutrientes. Se ajusta la temperatura y
se agregan la levadura Saccharomyces cerevisiae. Cuando termina la fermentación, el líquido resultante se pasa a una
columna de destilación (alambique) donde se obtiene el alcohol de 96°G.L.
Debido a que el CO2 desprendido en el fermentador lleva una cantidad apreciable de agua y vapores de alcohol, este último se
recupera mediante un absorbedor y se recicla a la columna de destilación donde se separa el alcohol producido en la
fermentación. El fermentador opera a 15°C y las reacciones se puede suponer que se completan en un 100%. Tanto el
absorbedor como el fermentador operan a presión atmosférica. Realice la jerarquización del flowsheet de la Fig. 3.
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
5
4
Absor3
be2
1
dor
Agitador
Mezclador
6
AFermentador
X, S, P, CO2, T
lam
bi1. Melaza
2. Agua
3. Levadura y nutrientes
4. Agua
5. CO2
6. Alcohol etílico
7. Agua (a reciclo a corriente 4)
que
7
Figura 3. Proceso de producción de etanol vía fermentativa.
PROBLEMA Nº 4
Considere dos reacciones isotérmicas en paralelo, de primer orden en un reactor batch (o tubular) alimentado con reactante
puro:
A

B
A

C
Siendo B el producto deseado y C el producto no deseado. Se define la selectividad como S = mol de producto deseado / mol
de A convertido. Realizar un análisis cinético para determinar la dependencia de la selectividad con la conversión si
corresponde.
¿Cuál sería el resultado si la primera reacción fuese de primer orden y la segunda de segundo orden?
PROBLEMA Nº 5
El isooctano (gasolina) se puede producir mediante las siguientes reacciones:
Buteno + Isobutano
Buteno + Isooctano
Año 2011


Isooctano
C12
3
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Las reacciones tienen lugar en fase líquida a 45ºF y 90 psia en un reactor tanque agitado continuo. Asuma que la cinética de la
reacción coincide con la estequiometría y desarrolle una expresión para la selectividad (isooctano producido por buteno
convertido). Tome como valores de k1 y k2, 70.4 y 166.5 respectivamente y que los reactivos se alimentan puros al reactor.
PROBLEMA Nº 6
El etileno puede producirse a partir del craqueo térmico del etano mediante las siguientes reacciones:
C2H6

C2H4 + H2
C2H6

½ C2H4 + CH4
Las que tienen lugar a 820 ºC y 3.5 atm.
Algunos datos de la distribución de producto se dan en la siguiente tabla. Convertir los datos de porcentaje en peso a
porcentaje en moles, y luego desarrollar una correlación para la selectividad (moles de C2H4 en la salida del reactor por mol de
C2H6 convertido) en función de la conversión. De manera similar, obtener correlaciones de selectividad vs. conversión para el
hidrógeno y el metano.
Componente
Producción, % peso
H2
2.00
2.47
2.98
3.51
4.07
4.64
CH4
1.30
1.63
2.12
2.69
3.23
3.96
C2H4
28.90
35.8
43.20
51.10
59.40
67.80
C2H6
67.80
60.10
51.70
42.70
33.30
23.60
Año 2011
4
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SÍNTESIS DE SISTEMAS DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 2
OBJETIVO: Desarrollar los balances de materia y calcular el potencial económico para el segundo nivel de decisión del método
de Douglas.
PROBLEMA Nº 1
El anhídrido acético se puede producir mediante el siguiente sistema de reacción:
Acetona  Ceteno + CH4
(700 ºC, 1 atm, en el horno)
Ceteno  CO + ½ C2H2
Ceteno + HAc  Anhídrido Acético
(80 ºC, 1 atm, en el reactor)
Si el enfriamiento es adecuado, el ceteno CH2CO reacciona completamente con el ác. Acético (HAc) para formar el
producto deseado.
La selectividad se define como: S 
Moles de Ceteno en la salida del horno
 1  1.3 X
Moles de Acetona convertidos en el horno
El caudal de producción deseado es de 16.58 lbmol/h de anhídrido acético con una pureza del 99%. Los costos son:
Acetona
$ 15.66/lbmol
ácido acético
$ 15.00/lbmol
anhídrido acético
$ 44.41/lbmol
combustible
$4.00/106 BTU.
• Dibuje la estructura de Entrada - Salida del proceso.
• Realice la gráfica de potencial económico.
PROBLEMA Nº 2
En el siguiente proceso de producción de etanol, las reacciones son:
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Etileno + Agua
2 Etanol

Etanol

Dietil-Éter + Agua
Las mismas tienen lugar a 560 K y 69 bar. La constante de equilibrio para la producción del dietil-éter en esas condiciones es K
= 0.2. Las corrientes de alimentación son agua pura y etileno (90 % etileno, 8 % etano y 2% de metano). El caudal de
producción deseado es de 783 lbmol/h de mezcla azeotrópica (85.4 %mol de etanol), y los costos son: alimentación de etileno
(mezcla) $ 6.15/ lbmol, agua de proceso = $ 0.00194/ lbmol, etanol como azeótropo = $ 10.89/ lbmol y el costo del combustible
es de $ 4.00/ 106 Btu.

Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso.

Realice el gráfico de potencial económico.
PROBLEMA Nº 3
Considere el esquema y datos de producción de etanol dado en el problema 3 del práctico 1. Por simplificación suponer que las
reacciones suceden en el mismo reactor. El caudal de producción deseado es de 12.5 kmol/h de mezcla azeotrópica (85.65
%mol de etanol), y los costos son: alimentación de melaza $ 19.8/ kmol, agua de proceso = $ 0.00426/ kmol y etanol como
azeótropo = $ 23.96/ kmol. Considere que: la melaza está constituida por sacarosa y agua; y que el CO2 tiene un costo de $
0.96 / kmol, si se vende el efluente gaseoso. Consultar a la cátedra por otros datos.

Dibuje la estructura de Entrada-Salida del proceso.

Realice el gráfico de potencial económico.
PROBLEMA Nº 4
Considere el esquema de producción de isooctano dado en el práctico 1. El caudal de producción deseada es de 918 lbmol/h
de isooctano. Los costos de las corrientes son:
Buteno
$ 4.40/ lbmol
Isobutano
$ 5.63/ lbmol
Isooctano
$ 36.54/ lbmol
Combustible
$ 4.00/ 106 Btu
* Asuma el costo del n-dodecano como despreciable.
Y la composición de las corrientes de alimentación:
Componente
1
2
C3
8%
12 %
2
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Buteno
80 %
-
i-C4
-
73 %
n-C4
12 %
15 %

Dibuje la estructura de Entrada - Salida del proceso.

Realice el gráfico de potencial económico.
PROBLEMA Nº 5
El estireno puede producirse por medio de las siguientes reacciones:
C6H5-C2H5
Etilbenceno

C6H5-C2H3 + H2
Estireno
(1)
C6H5-C2H5
Etilbenceno

C6H6 + C2H4
Benceno Etileno
(2)
C6H5-C2H5 + H2
Etilbenceno

C6H5-CH3 + CH4
Tolueno
Metano
(3)
La reacción tiene lugar a 1115 ºF y 25 psia. Se desea producir 250 lbmol/h de estireno.
Wenner y Dybdal encontraron correlaciones para la distribución de producto:
Moles de Benceno
 0.333 X  0.215 X 2  2.547 X 3
Mol de Estireno
Moles de Tolueno
 0.084 X  0.264 X 2  2.638 X 3
Mol de Estireno
donde X es la conversión a estireno. La corriente de alimentación de etilbenceno contiene 2 % en moles de benceno. Los
costos de los productos y los reactivos son:
Etilbenceno
$ 15.75/ lbmol
Estireno
$ 21.88/ lbmol
Benceno
$ 9.04/ lbmol
Tolueno
$ 8.96/ lbmol
Combustible
$ 4/ 106 Btu

Esquematice la estructura de Entrada - Salida del proceso.

Realice el gráfico de potencial económico.
3
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SÍNTESIS DE SISTEMAS DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 3
OBJETIVO: Desarrollar la estructura de reciclo, e incorporar los nuevos costos en el potencial económico obtenido en el nivel
de decisión anterior del Método de Douglas.
PROBLEMA Nº 1
Desarrollar la estructura de reciclo para el problema de la síntesis de etanol. Suponer que ∆HR, EtOH = - 19440 Btu/lbmol y ∆HR,
DEE
= - 5108 Btu/lbmol; la constante cinética de reacción está dada por:
k1  (1.4 x 109 ) exp   29807 / RT (º R) hr 1
y es de primer orden respecto al agua; y
Keq  (1.679 x 107 ) exp  10119 / T (º R)


Graficar el potencial económico versus las variables de diseño.
PROBLEMA Nº 2
Desarrollar la estructura de reciclo para el proceso de producción de isooctano vía alquilación de buteno. Suponer que ∆H1 = 27440 Btu/lbmol, ∆H2 = - 25180 Btu/lbmol, k1  (9.56 10 ) exp{28000 /[ RT (º R )}  h
13
1
y
k 2  (2.439 1017 ) exp{35000 /[ RT (º R)}  h 1 ,
asumir ambas constantes de primer orden respecto al buteno.
Usar reactor tanque agitado continuo con la siguiente correlación de costo:

Graficar el potencial económico versus las variables de diseño.

Justificar el tipo de contacto usado.
3150 V R0.558  $ / año
Nota: En ambos problemas, las energías de activación están dadas en [Btu/lbmol]
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SÍNTESIS DE SISTEMAS DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 4
OBJETIVO: Desarrollar el mejor sistema de separación para diferentes procesos, utilizando para tal propósito, los heurísticos
disponibles, las aproximaciones en los cálculos de separación y la asistencia de simuladores (con ayuda del profesor).
PROBLEMA Nº 1
Realizar el cálculo aproximado de la separación flash producida sobre la corriente de salida del reactor del proceso HDA.
Considere que los caudales de salida de cada uno de los componentes de la corriente y la constante de equilibrio líquido-vapor
para cada uno de ellos son:
Componente
fi o fj (lbmol/h)
Ki o Kj
H2
1549
99.07
CH4
2323
20.00
Benceno
265
0.0104
Tolueno
91
0.00363
Difenilo
4
0.000008
Estos valores han sido calculados para una conversión 0.75 y un valor de yPH = 0.4
PROBLEMA Nº 2
Hacer la mejor propuesta de sistema de separación para los siguientes procesos, considere si es necesario un sistema de
recuperación de vapor, donde debería colocarse, qué tipo de sistema de sería el mejor, dé alternativas de secuenciamiento de
columnas de destilación, cuál sería la mejor. Describa en detalle cuáles son las razones de su propuesta e indique qué cálculos
debería realizar para verificar sus suposiciones o realícelos en caso de disponer de un simulador de procesos.
a) Proceso del estireno.
b) Proceso del anhídrido acético. (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos).
c)
Proceso del etanol vía fermentación; considere el reciclo de levaduras. Además del Método de Douglas (1988),
aplique el de Petrides (2000) para Síntesis de Procesos de bio-separación en caso de ser necesario. (Ingeniería en
Alimentos, Opcional Ingeniería Química).
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SÍNTESIS DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 5
OBJETIVO: Desarrollar la red de intercambio calórico (RIC) más eficiente y económica posible para un conjunto dado de corrientes.
PROBLEMA Nº 1
Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares:
Corriente
Te (K)
Ts (K)
F.Cp, kW/K
Observación
1
430
340
15
Líquido
2
310
395
7
Líquido
3
370
460
32
Vapor
Servicio auxiliar
Te (K)
Ts (K)
Costo $/kg
Vapor
500
500
0.006
Agua de enfriamiento
305
≤ 325
0.00015
Ucooler = 0.2629 kW/m2. K
Costo de compra de los intercambiadores de calor:
CP ($) = 3000 A0.5
A = [m2]
Operación de equipos = 8500 h/año
Tasa de retorno = r = 0.1
1. Para un ∆Tmín = 10 K, calcular los requerimientos mínimos de calentamiento y enfriamiento, el calor disponible en cada
intervalo de temperatura, dibujar el diagrama de cascada.
2. Calcular la temperatura de pinch.
3. Calcular el número de intercambiadores de calor, sin tener que pasar energía a través del pinch.
4. Desarrollar una red de intercambiadores de calor.
5. Hacer el cálculo del costo de la RIC.
6. Calcular el número mínimo de intercambiadores de calor.
7. Realizar la ruptura de loops para eliminar intercambiadores de calor.
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
PROBLEMA Nº 2
Dadas las siguientes corrientes y servicios auxiliares:
Corriente
Te (ºC)
Ts (ºC )
F.Cp, kW/ºC
1
260
160
3
2
250
130
1.5
3
120
235
2
4
180
240
4
Servicio auxiliar
Te (ºC)
Ts (ºC)
Vapor
260
260
Agua de enfriamiento
32
≤ 52
. Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, con excepción del ítem 5.
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN
LA INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 6
OBJETIVO: A partir del diagrama de flujo de un proceso (DFP) determinado, obtener el diagrama de flujo de información (DFI)
asociado, y la secuencia lineal de resolución del mismo mediante los algoritmos de Preprocesamiento de la Información.
PROBLEMA Nº 1
La alternativa tecnológica seleccionada para la producción de monoclorodecano se representa a través del diagrama de flujo mostrado
en la figura.
Figura 4. Diagrama de flujo del proceso de producción de monoclorodecano.
Las reacciones involucradas en el reactor son:

Cl2 + C10H22

MCD + HCl
MCD + Cl2

DCD + HCl
Realice el diagrama de flujo de información correspondiente y aplique el algoritmo de Kehat-Shacham para su
particionado, el de Lee Rudd para su rasgado y realizar el ordenamiento.
PROBLEMA Nº 2 (Ingeniería Química, Opcional Ingeniería en Alimentos).

Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, pero en este caso, aplicar al diagrama de flujo del proceso de
producción de isopropanol propuesto en el Práctico Nº1, Problema 1.
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
PROBLEMA Nº 3 (Ingeniería en Alimentos, Opcional Ingeniería Química).
El diagrama de flujo simplificado y modificado del proceso de producción de café instantáneo se muestra en la figura siguiente:
Agua caliente
Percolador
Café tostado
molido
Extracto: 35%
de solubles
Secadero
spray
Agua
Café
instantáneo
seco
Ciclón
Reciclo
de
solución
Lodo con 20% de insolubles
y 28% de solubles
Prensa
Lodo con 40% de insolubles
Secadero
Agua
Café granulado húmedo con
62,5% de insolubles
Figura 5. Proceso de producción de café instantáneo.

Se requieren los mismos ítems que en el problema 1.
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN
LA INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 7
OBJETIVO: Obtener el conjunto óptimo de variables de diseño y la secuencia de resolución de un módulo básico de simulación
(equipo), mediante la aplicación del Algoritmo de Lee, Christensen y Rudd.
PROBLEMA 01
Realizar la selección de variables de diseño y la secuencia de resolución, suponiendo que un proceso (de la industria química,
alimentaria o farmacéutica) está modelado por el siguiente conjunto de ecuaciones:
2 x 1  3 x 2  5 x 3  6 x 4  x 5  10 (1)
4 x 2  x 3  3 x 4  4 x 5  20
( 2)
x2  2 x3 
 x 5  25
( 3)
3x3 
 2 x 5  15
( 4)
2 x 1  7 x 2  6 x 3  9 x 4  5 x 5  30 (5)
PROBLEMA 02
Se requieren los mismos ítems que en el problema 1, pero para un intercambiador de calor líquido – líquido (Figura), teniendo
en cuenta las siguientes hipótesis:
1- Estado Estacionario.
2- Un solo componente.
3- Sin cambio de fase.
4- Equipo de un solo paso.
5- U (coeficiente global de transferencia) se supone constante.
6- Sin pérdida de carga a lo largo del equipo.
Las ecuaciones correspondientes son:
q  U . A . T LM
(1)
q  Q1 ( H 1 s  H 1 e )
(2)
q  Q 2 ( H 2 s  H 2e )
(3)
TLM 
Año 2011
(T1e  T2 s )  (T1 s  T2 e )
 (T  T2 s ) 
ln  1e

 (T1 s  T2 e ) 
(4)
1
Universidad Nacional de San Juan – Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
H 1 s  H 1 s (T1 s , P )
(5)
H 2 s  H 2 s (T2 s , P )
(6)
H 1e  H 1e (T1e , P )
(7)
H 2 e  H 2 e (T2e , P )
(8)
Q2, T2e, H2e, P
INTERCAMBIADOR DE
CALOR – U.A
Q1, T1s, H1s, P
Q1, T1e, H1e, P
Q2, t2s, H2s, P
Figura 6. Calentamiento o enfriamiento de una corriente.
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan - Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SIMULACIÓN DE SISTEMAS DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 8
OBJETIVO:
Introducirnos
en
el
manejo
básico
de
un
simulador
comercial
de
procesos
químicos/
petroquímicos/farmacéuticos/de la industria alimentaria, mediante la resolución de un problema de aplicación.
PROBLEMA
1- COLUMNA DEMETANIZADORA
Una columna demetanizadora es operada como una columna sin reflujo con una presión en el tope de 2273.7 kPa y una
presión en el fondo de 2308.15 kPa. La torre tiene dos alimentaciones y un calentador lateral para controlar el caudal interno de
vapor de la columna. La carga de calor del intercambiador lateral es de 2.11e6 kJ/h. La torre tiene 10 etapas teóricas
incluyendo el reboiler, y el calentador lateral está ubicado en la etapa 4, contando desde el tope. Se asume un caudal de
1339.3 kmol/h del producto de tope y los estimados de temperatura para el tope y el fondo son –87.22 ºC y 26.67 ºC
respectivamente. A continuación se muestran las alimentaciones, sus caudales y ubicación.
Condiciones de las alimentaciones:
1
2
1
2
2273.7
2287.5
-119
-83.3
kmol/h
kmol/h
N2
4.14
1.23
CO2
7.82
0.63
C1
1142.13
157.69
C2
311.53
25.66
C3
114.58
16.36
i – C4
18.08
4.44
n – C4
13.80
4.29
i – C5
5.86
3.21
n – C5
3.24
2.22
n – C6
0.55
0.81
n – C7
0.33
1.04
n – C8
0.09
0.59
Alimentación
Plato en el que ingresa
Presión (kPa)
Temperatura (ºC)
Componentes
Calcular:
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan - Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
1- Recuperación de etano en el producto de fondo.
2- Recuperación de propano en el producto de fondo.
Debe bombearse el producto de fondo de la demetanizadora hasta una presión de 2756 kPa y usar esta corriente como
alimentación a la deetanizadora.
2- COLUMNA DEETANIZADORA
La columna deetanizadora opera como una columna de destilación con reflujo y tiene 15 etapas teóricas, incluyendo el
condensador y el reboiler. El plato de la alimentación es el séptimo contando desde el tope. El producto de fondo de la
demetanizadora es la alimentación de la columna y entra a una presión de 2756 kPa. La presión del condensador es de
2721.55 kPa y la del reboiler es de 2790.45 kPa.
Para simular la columna se asume que se desea una especificación para el producto de fondo de C2/C3 ≤ 0.01 en fracción
molar y una relación de reflujo de 2.5.
Se desea saber:
-
Cuál es la recuperación de etano en el producto de tope.
-
Cuál es la recuperación de propano en el producto de fondo.
NOTA: El producto etano de tope es todo vapor. Asuma un estimado de temperatura para la etapa 1 de –3.89 ºC, para la etapa
15 (reboiler) de 93.33 ºC, y un caudal del producto de cabeza de 317.8 kmol/h.
Regrese al modo EDIT FLOWSHEET (CHEMCAD) e instale una válvula para reducir la presión del producto a un valor de
1584.7 kPa. Esta corriente será utilizada como alimentación a la columna depropanizadora.
3- COLUMNA DEPROPANIZADORA
La presión de la columna depropanizadora es de 1584.7 kPa, siendo la presión del reboiler de 1600 kPa. El objetivo es obtener
por el tope un producto propano con la siguiente especificación de composición: i – butano + n – butano ≤ 1.5 % molar. La
composición del propano en el producto de fondo debe ser ≤ 2% molar.
Asuma que la columna tiene un total de 25 etapas ideales y la etapa de alimentación es la 12 a partir del tope. La pérdida de
carga a través del condensador es de 34.45 kPa y el producto de tope es un destilado líquido condensado.
Calcular:
-
Recuperación de propano en el producto de tope.
-
Recuperación total de etano y de propano en el tren de destilación.
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan - Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRAS: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: SIMULACIÓN DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 8: Simulación del Proceso Otto – Williams
OBJETIVOS:
1-
Aplicar un programa generado en lenguaje de programación conocido (Qbasic), para la simulación de un proceso sencillo.
2-
Comprender el funcionamiento de dicho programa para poder generar algoritmos propios de simulación.
Consideraremos la simulación de un proceso, propuesto inicialmente por Otto y Williams. Las corrientes de alimentación son especies puras de A y B
que se mezclan con una corriente de reciclo y entran a un reactor tanque agitado, donde tienen lugar las siguientes reacciones:
A+B
C+B
P+C
C
P+E
G
Donde C es un producto intermedio, P es el producto principal, E es un subproducto, y G es un desecho aceitoso. Tanto C como E pueden venderse por
sus valores como combustible, mientras G debe ser tratado para poder ser desechado. La planta consiste en un reactor, un intercambiador de calor para
enfriar el efluente del reactor, un decantador para separar el producto de desecho G de los reactantes y otros productos, y una columna de destilación
para separar el producto P. Debido a la formación de un azéotropo, algo del producto (equivalente al 10 % en peso del flujo másico del componente E)
es retenido en el fondo de la columna. La mayoría del producto de fondo es reciclado al reactor y el resto es usado como combustible (purga). El
modelado de la planta puede realizarse sin un balance de energía y además simplificar el problema considerando reacciones isotérmicas para la
producción del producto P.
Consideremos los modelos de las diferentes unidades a fin de simular el flowsheet. Todas las corrientes están dadas en flujos másicos.
Modelo de Reactor
F1
F2
FR
Feff
La velocidad de producción y descomposición de los componentes A, B, C, P, E y G están dados por cinéticas elementales basadas en fracciones másicas.
Por simplicidad se supone un reactor isotérmico. Las reacciones para este reactor son las siguientes:




FeffA  F1A  FRA  k1 X A X B .V .
FeffB  F2B  FRB  k1 X A  k 2 X C . X B .V .
 
FeffC  FRC  2k1 X A X B  2k 2 X B X C  k 3 X P X C .V .
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan - Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
 
FeffE  FRE  2k 2 X B X C .V .
 
FeffP  FRP  k 2 X B X C  0.5.k 3 X P X C .V .
 
FeffG  FRG  1.5.k 3 X P X C .V .
Xj 
F
A
eff
Feffj
 FeffB  FeffC  FeffE  FeffP  FeffG
 , j  A, B, C , E, G, P
Donde las constantes de velocidad están dadas por:

k1  5.9755  10 9 exp 12000 / T  h 1  fracción en peso 

exp 20000 / T h
1
k 2  2.5962  1012 exp 15000 / T  h 1  fracción en peso 
k 3  9.6283  1015
1

1
 fracción en peso 1


y Xj es la fracción en peso del componente j, V es el volumen del reactor, T es la temperatura de reactor y es la densidad de la mezcla.
Modelo del Intercambiador de calor
Feff
Fex
Ya que no hay un balance de energía, las ecuaciones para esta unidad son directamente relaciones de entrada y salida
Fexj  Feffj , j  A, B, C , E , G , P
Decantador
Fex
Fd
Fwaste
Esta unidad supone una separación perfecta entre el componente G y el resto de los componentes, de tal forma que las ecuaciones pueden ser escritas de la
siguiente forma:
Fdj  Feffj , j  A, B, C , E , G , P
FdG  0
G
Fwaste
 FexG
j
Fwaste
 0, j  A, B, C , E , G, P
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan - Argentina
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Columna de Destilación
Fprod
Fd
Fbottom
Esta unidad supone la separación de producto P por la cabeza pero también supone que algo del producto es retenido por debajo debido a la formación de
un azeótropo, conduciendo a las siguientes ecuaciones:
j
Fbottom
 Fdj , j  A, B, C , E
j
F prod
 0, j  A, B, C , E
P
Fbottom
 0.1 FdE
P
F prod
 FdP  0.1 FdE
Divisor de Flujo
Fbottom
FR
Fpurge
Las ecuaciones para esta unidad están dadas por:
j
j
F purge
   Fbottom
, j  A, B, C , E , P
j
FRj  (1  )  Fbottom
, j  A, B, C , E , P
Especificaciones para la simulación:
F1 = 6582 lb/h (todo A)
F2 = 14995.6 lb/h (todo B)
V = 1000 ft 3
= 0.1
= 50 lb/ft 3
T = < 600 ºR


Ejecutar la simulación del proceso, previo armado del flowsheet en base al enunciado del práctico.
Informar los resultados obtenidos adjuntando el flowsheet completo del proceso.
Año 2011
3
Universidad Nacional de San Juan
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 9
OBJETIVO: Resolver problemas de optimización empleando la función Solver (programa) correspondiente al utilitario de
planilla de cálculo Excel.
PROBLEMA 1
Una refinería procesa petróleo crudo para producir un número de gasolinas intermediarias, las cuales deben ser posteriormente
mezcladas (o cortadas) para producir dos grados diferentes de combustible para motor: común y premium. Cada gasolina tiene
un octanaje conocido, una disponibilidad máxima, y un costo unitario fijo. Los dos combustibles tiene un octanaje mínimo
especificado y un precio de venta, y el mezclado (corte) se lleva a cabo a un costo unitario conocido. Obligaciones
contractuales imponen requerimientos de producción mínima de ambos combustibles. Sin embargo, todo el exceso de
combustible o la gasolina no usada puede ser vendido en el mercado libre a precios conocidos.
Determinar el plan óptimo de producción de la refinería en el próximo periodo de tiempo.
Gasolina intermedia
Disponibilidad
Octanaje
Precio de Venta
Impuestos
Costo de corte
αi (bbl/periodo)
βi
ci(3)
ci(4)
ci(5)
1
2,00E+05
70
30
24
1
2
4,00E+05
80
35
27
1
3
4,00E+05
85
36
28.5
1
4
5,00E+05
90
42
34.5
1
5
5,00E+05
99
60
40
1.5
Tipo de Producto
Ventas mínimas
Octanaje Mínimo
Precio de Venta de los productos
γj
($/bbl)
contratadas δj
Contratista cj(1)
Venta libre
cj(2)
Común
5.00E+05
85
40
46
Premium
4.00E+04
95
55
60
Año 2011
1
Universidad Nacional de San Juan
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Gasolina
intermediaria
1
1
x1
Ventas
Directas
y1
Z1
2
x2
2
Ventas
Directas
y2
Z2
3
Ventas
x3
3
Contratadas
Ventas
Directas
y3
Z3
Común
x4
1
4
4
y4
Ventas
Directas
Ventas
Contratadas
x5
Premium
2
5
y5
5
Ventas en el
mercado
V1
Ventas en el
mercado
V2
Ventas
Directas
Z5
El índice de perfomance en este caso será el beneficio neto durante el periodo planificado. El beneficio neto estará compuesto
por las ventas de combustible para motor y las ventas intermedias menos los costos de mezclado menos los costos recargados
Año 2011
2
Universidad Nacional de San Juan
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
por los intermediarios. Las variables independientes serán simplemente los flujos representados en la figura. Así, cada
intermediario tendrá asociado con el, una variable que representa la cantidad de intermediario asignado a la producción de
combustible común, otra que representa la cantidad usada para producir premium y una tercera que representa la cantidad
vendida directamente.
Así, para cada intermediario i
xi = cantidad usada para común, bbl/periodo
yi = cantidad usada para premium, bbl/periodo
zi = cantidad vendida directamente, bbl/periodo
Cada producto tendrá dos variables asociadas con el: uno representa las ventas contratadas y otro representa las ventas en el
mercado.
Así, para cada producto j
uj = cantidad asignada a los contratistas, bbl/periodo
vj = cantidad vendida en el mercado, bbl/periodo
El modelo consistirá de balances de materia de cada intermediario y producto, restricciones de mezclado que aseguren que se
alcanzarán las performances requeridas, y límites de las ventas.
1- Balance de materia para cada intermediario i:
xi + yi + zi ≤ α i
donde αi es la disponibilidad del intermediario i a lo largo del periodo, en bbl/periodo.
2- Balance de materia de cada producto:
Σ xi = u1 + v1
Σ yi = u2 + v2
3- Restricciones de mezclado de cada producto:
Σ βi xi ≥ γ1 (u1 + v1)
Σ βi yi ≥ γ 2 (u2 + v1)
donde βi es el octanaje del intermediario i, y γj es el octanaje mínimo del producto j.
4- Restricciones de ventas por contrato para cada producto j:
uj ≤ δj
Año 2011
3
Universidad Nacional de San Juan
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
Donde δj es la producción contratada mínima, en bbl/período.
El criterio de beneficio neto está dado por:
c
(1)
j
u j   c (j2) v j   ci( 3) z i   ci( 4 ) ( xi  y i  z i )   ci( 5) ( xi  y i )
i
i
Donde:
c (j1)  Pr ecio de unitario para las ventas por contrato de j
c (j2 )  Pr ecio de unitario para las ventas libres de j
ci(3)  Pr ecio de unitario para las ventas directas del int ermediario i
ci( 4 )  Im puesto unitario del int ermediario i
ci( 5)  Costo de corte del int ermediario i
Utilizando los datos dados en la tabla, el problema de planificación se reduce a:
Maximizar:
40  u1  55  u 2  46  v1  60  v 2  6  z1  8  z 2  7.5  z 3  7.5  z 4  20  z 5  25  ( x1  y1 )
 28  ( x 2  y 2 )  29.5  ( x3  y 3 )  35.5  ( x 4  y 4 )  41.5  ( x5  y 5 )
Sujeto a las siguientes restricciones:
x1 + y1 + z1 ≤ 2.105
x2 + y2 + z2 ≤ 4.105
x3 + y3 + z3 ≤ 4.105
x4 + y4 + z4 ≤ 5.105
x5 + y5 + z5 ≤ 5.105
x1 + x2 + x3 + x4 + x5 = u1 + v1
y1 + y2 + y3 + y4 + y5 = u2 + v2
70.x1 + 80.x2 + 85.x3 + 90.x4 + 99.x5 ≥ 85.(u1 + v1)
70.y1 + 80.y2 + 85.y3 + 90.y4 + 99.y5 ≥ 95.(u2 + v2)
u1 ≥ 5.105
u2 ≥ 4.105
Además todas las variables deben ser mayores o iguales a cero.
Año 2011
4
Universidad Nacional de San Juan
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing. Química
PROBLEMA 2
La relación entre presión-volumen molar- temperatura de gases reales está dada para gases ideales por la relación:
P.v=R.T
Donde:
P = presión (atm)
v = volumen molar (cm3/gmol)
T = Temperatura (K)
R = constante de los gases ( 82.06 atm . cm3/ gmol . K)
La ecuación semiempírica,
P
R T
a
 1/ 2
v  b T  v  (v  b )
intenta corregir las separaciones de la idealidad pero involucra dos constantes semiempíricas a y b cuyos valores están mejor
estimados a partir de datos experimentales. Se han realizado una serie de medidas de P, v, T.
Experimento Nº
P (atm)
v (cm3/gmol)
T (K)
1
33
500
273
2
43
500
323
3
45
600
373
4
26
700
273
5
37
600
323
6
39
700
373
7
38
400
273
8
63.6
400
373
Restricciones:

Estimar
Año 2011
Pest >= Pexp
los
valores
de
a, b >= 0
a
y
b
por
medio
de
la
minimización
de
mínimos
cuadrados.
5
Universidad Nacional de San Juan
Química
Facultad de Ingeniería/Departamento de Ing.
CÁTEDRA: INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS / INGENIERÍA DE SISTEMAS DE PROCESOS EN LA
INDUSTRIA ALIMENTARIA
MÓDULO: OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS
TRABAJO PRÁCTICO Nº 10
OBJETIVO: Aplicar las herramientas correspondientes del simulador de procesos químicos y petroquímicos CHEMCAD para:

Optimizar la operación de un equipo simulado previamente.

Realizar el Estudio de Sensibilidad de la solución obtenida ante perturbaciones en los parámetros de diseño de
dicho equipo.
PROBLEMA
a) Se desea minimizar la fracción de propano en el producto de fondo de la columna depropanizadora, simulada en el
práctico “Simulación de Procesos”, mediante valores óptimos de la presión de salida de la válvula reductora y de la
carga calórica del condensador de reflujo. No se consideran restricciones en este último caso.
Nota: para ejecutar la optimización previamente deberá modificar las siguientes especificaciones y ejecutar la simulación
nuevamente:

En el condensador: cambiar especificación de i-butano+n-butano, por el valor de la fracción de propano en el
producto de tope, obtenido en el práctico “Simulación de Procesos”.

En el reboiler: cambiar especificación de propano por el valor de la carga calórica del reboiler obtenida en el práctico
“Simulación de Procesos”.
b) Se desea determinar la sensibilidad de la fracción mínima de propano en el producto de fondo obtenido en (a), a una
reducción del 10% en la carga calórica del reboiler (QR) debida a una disminución en el coeficiente global de transmisión
de calor de dicho equipo por ensuciamiento.
c)
En ambos casos anteriores, plantee el problema de optimización e informe los resultados obtenidos.
Año 2011
1