ejercicios_hysys_2012 (1)

GGUUÍÍAA DDEE TTRRAABBAAJJOOSS PPRRÁÁCCTTIICCOOSS

PPAARRAA DDEESSAARRRROOLLLLAARR CCOONN HHYYSSYYSS

Profesor: Ing. SERGIO FLORES JTP: Ing. CARLOS SICCATTO

Auxiliar de 1ra.: Ing. GUILLERMO DEL FAVERO 2012

UUttiilliittaarriiooss ddee CCoommppuuttaacciióónn

UTN – Facultad Regional Mendoza –Ingeniería Química

Utilitarios de Computación – Página 2 de 56

Tabla de Contenidos

Problema 1 – Definición de Corrientes .......................................................................................................................... 4

Problema 2 – Equilibrio Líquido Vapor .......................................................................................................................... 5

Problema 3 – Cálculo De Cañerías ............................................................................................................................... 6

Problema 4 – Intercambiadores de Calor ...................................................................................................................... 8

Problema 5 - LNG.......................................................................................................................................................... 9

Problema 6 – Diseño de Intercambiadores ................................................................................................................. 10

Problema 7 – Líneas de Proceso ................................................................................................................................ 13

Problema 8 – Equipo de Refrigeración ........................................................................................................................ 14

Problema 9 – Descarga a Antorcha ............................................................................................................................ 16

Problema 10 – Reactores Químicos ............................................................................................................................ 17

Problema 11 – Destilación ........................................................................................................................................... 19

Problema 12 – Destilación ........................................................................................................................................... 20

Problema 13 – Tren de Destilación ............................................................................................................................. 21

Problema 14 – Planta de Tratamiento de Gas ............................................................................................................ 22

Problema 15 – Planta de Etanol .................................................................................................................................. 23

Problema 16 – Set y Ajuste ......................................................................................................................................... 25

Problema 17 – Reciclo y Ajuste ................................................................................................................................... 26

Problema 18 – Tren de Compresión ........................................................................................................................... 27

Problema 19 – Redes de Cañerías ............................................................................................................................. 28

Problema 20 – Ciclohexano ........................................................................................................................................ 29

Problema 21 – Glicol ................................................................................................................................................... 30

Problema 22 – Cloración de Propeno ......................................................................................................................... 31

Problema 23 – Recuperación de Paraxileno (Proceso Mobil Oil Corp.) ...................................................................... 32

Problema 24 – Anilina (Lonza / First Chemical Corp.) ................................................................................................. 33

Problema 25 – Ácido Acrílico ...................................................................................................................................... 35



Problema 26 – Hidrodealquilación ............................................................................................................................... 36

Problema 27 – Dimetilformamida (The Leonard Process Co.) .................................................................................... 38

Problema 28 – Magnaforming I ................................................................................................................................... 40

Problema 29– Magnaforming Ii ................................................................................................................................... 42

Problema 30 – Diclorometano ..................................................................................................................................... 44

Problema 31 – Etilbenceno ......................................................................................................................................... 45

Problema 32 – Aromáticos – Proceso Mstdp (Mobil) .................................................................................................. 46

Problema 33 – Metanol ............................................................................................................................................... 48

Problema 34 - Cloración de Propileno ......................................................................................................................... 49

Problema 35 - Producción de Etileno .......................................................................................................................... 51

Problema 36 - Aromáticos ........................................................................................................................................... 53

Problema 37 – Planta de Producción de Aromáticos .................................................................................................. 55



PPrroobblleemmaa 11 –– DDeeffiinniicciióónn ddee CCoorrrriieenntteess

Definir las siguientes corrientes usando el simulador de procesos HYSYS:

Componente Agua Refrige- DeC2 DeC4 Enfriamiento rante OvrHd OvrHd

Frac Mol Frac Mol lb-mol/hr lb-mol/hr

Nitrógeno 0 0 17.76520 0

CO2 0 0 720.2441 0.39290

Metano 0 0 713.6695 0.00850

Etano 0 0.0051 819.2071 58.9093

Propano 0 0.9883 111.8423 700.591

i-Butano 0 0.0037 0.038600 110.610

n-Butano 0 0.0029 0.008900 265.211

i-Pentano 0 0 0 2.49990

n-Pentano 0 0 0 0.83610

n-Hexane 0 0 0 0.01090

H2O 1.0 0 0 0

Temperatura °F 90.0 ? …… ? …… ? ……

Presión Psia 75.0 14.7 473.0 215.0

Fracción de Vapor ?........ 0.2845 1.0 1.0

Caudal (lbmol/h) 1750 2422

Después de observar cuidadosamente los resultados generados por el Simulador, obtenga los parámetros faltantes en el párrafo anterior



PPrroobblleemmaa 22 –– EEqquuiilliibbrriioo LLííqquuiiddoo VVaappoorr

Las corrientes de alimentación a la planta son las siguientes:

FeedHCB Hidógeno Aromáticos

Hidrógeno (Kg/h) 0 800 0

Metano (Kg/h) 0 250 0

Etano (Kg/h) 325 52 0

Propano (Kg/h) 620 0 0

i-Butano (Kg/h) 532 0 0

n-Butano (Kg/h) 544 0 0

Benceno (Kg/h) 0 0 240

Tolueno (Kg/h) 0 0 369

Presión (Kg/cm2_g) 12 25 2

Temperatura (°C) 40 5 138

Las corrientes FeedHCB y Aromáticos se mezclan antes de ser alimentadas a un Flash al cual también está ingresando la corriente Hidrógeno. A ambas corrientes que salen del flash se les debe incrementar la presión al doble.

El alumno debe averiguar:

a) El Temperatura de punto de rocío y de burbuja de la corriente FeedHCB en las condiciones dadas.

b) La Presión de punto de rocío y de burbuja de la corriente Aromáticos en las condiciones dadas.

c) ¿Cuál es la presión de las corrientes de salida del mezclador y cuál es la presión de salida del flash? Explique la razón de estos valores

d) Indique los puntos de ebullición normal del benceno, del tolueno y de los butanos.

e) En base a los resultados del flash, bajo esas condiciones describa qué separación se produjo.



PPrroobblleemmaa 33 –– CCáállccuulloo DDee CCaaññeerrííaass

Se trata de resolver un sistema de distribución de almíbar a tres bocas de dosificación.

El diagrama de la página siguiente muestra la forma en que la bomba impulsa el fluido a los tres picos de carga de envases.

Las tres dosificadoras están provistas de válvulas neumáticas. Se puede utilizar en la simulación válvulas de retención a charnela(Check valve disk), donde la presión mínima de apertura de las mismas es de 1.2 bares.

El problema que se presenta es el alto nivel de roturas de anclajes de las cañerías, presumiblemente debido a que la bomba puede estar sobredimensionada.

DATOS:

Termodinámica sugerida: Wilson

Fluido: Almíbar (solución de azúcar en agua).

Se sugiere utilizar Sucrosa en Agua.

Concentración: 27 °Brix (27 g%g)

Caudal necesario: 15 m3/h

Cañería: Acero inoxidable de 2” diámetro nominal

Potencia de Bomba: 3 KW

Temperatura amb.: 15°C

Temperatura del fluido 90°C

Presión: Atmosférica

EVALUAR:

1) En función de la potencia instalada cuál es la presión real con que llega el fluido a los picos considerando:

a. Las tres bocas en servicio b. Sólo la 1 y la 2 (cerrada la 3) c. Sólo la 1 (2 y 3 cerradas).

2) En caso que se detecte sobredimensionamiento de la bomba, calcular cuál sería la potencia adecuada para el servicio considerando la condición “a“.

3) En caso que no se pueda reemplazar la bomba, se probará agregando una válvula en la descarga para bajar la presión. ¿Hasta qué presión se puede bajar la descarga de la bomba de modo de poder cumplir con el servicio para los tres casos planteados?.

4) Para todos los planteos anteriores (preguntas 1, 2 y 3), ¿con qué temperatura se están cargando los envases?

5) Informe, para cada caso, la velocidad del fluido en la situación actual (Punto 1) y para el caso del fluido en las dos alternativas de mejora (Puntos 2 y 3). ¿Considerando estos valores, Ud. sugeriría que se cambien las cañerías por una de un diámetro mayor (por ejemplo 3”)?



PPrroobblleemmaa 44 –– IInntteerrccaammbbiiaaddoorreess ddee CCaalloorr

Se requiere condensar el fluido de los domos (DeC4 Ovhd) de una columna De-Butanizadora, y posteriormente enfriar hasta 110°F, de acuerdo con el esquema siguiente:

Para la solución de este problema, usar las condiciones de las corrientes definidas en el problema 1 para el agua de enfriamiento y para el lado de proceso usar la corriente DeC4 OvrHd.

Como condensador se empleara un Soloaire (Cambiador enfriado por aire), y como enfriador se utilizará un intercambiador de tubos y coraza, enfriado con agua.

Se tiene una caída de presión de 5 Psi tanto para el condensador, como para el enfriador del lado proceso y también para el lado de Tubos (Agua de Enfriamiento).

Para el agua de enfriamiento se puede considerar una máxima temperatura de retorno de 115°F.

La cantidad de la mezcla DeC4 a condensar es la siguiente: 1142.0 Lb-mol/Hr

Obtener la Información Requerida para diseñar los intercambiadores:

Condensador

a) Curva de Condensación.

b) Propiedades físicas tanto a la entrada como a la salida del condensador.

c) Carga térmica.

Enfriador

a) Flujo de agua de enfriamiento.

b) Propiedades físicas lado proceso tanto a la entrada como a la salida.

c) Carga térmica.

Nota: Para simular el condensador, usar un enfriador de HYSYS y cambiar el "Icono" por el de un soloaire.



PPrroobblleemmaa 55 -- LLNNGG

Se requiere condensar el fluido de los domos (Overhead) de una columna De-Ethanizadora de acuerdo con el esquema siguiente:

Para la solución de este problema, usar las corrientes definidas en el problema 1 para la corriente DeC2 OvrHd y Refrigerante.

Como condensador se empleara un LNG Exchanger (Cambiador tipo Plate Fin o de placas corrugadas).

Se tiene una caída de presión de 0.5 Psi para el condensador, y para el lado del refrigerante, esta es despreciable.

El refrigerante es vaporizado en su totalidad al condensar los vapores del domo de la De-Etanizadora

La cantidad de la mezcla a condensar es la siguiente: 2383 Lb-mol/Hr

Obtener la información requerida para diseñar el intercambiador de calor:

Lado Condensación.

a) Curva de Condensación.

b) Propiedades físicas tanto a la entrada como a la salida del condensador.

c) Carga térmica.

Lado Ebullición.

a) Flujo de Refrigerante.

b) Propiedades físicas lado proceso y lado refrigerante tanto a la entrada como a la salida.

Nota: Para simular el condensador, usar la operación unitaria del de HYSYS para un "LNG Heat Exchanger"



PPrroobblleemmaa 66 –– DDiisseeññoo ddee IInntteerrccaammbbiiaaddoorreess

La corriente de proceso “FeedHC” tiene las siguientes características:

Composición (Fracción molar) Condiciones Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano

0.20 0.25 0.25 0.15 0.15

Temperatura Presión Caudal másico

50 °C 20 Kg/cm2_g

6.000 Kg/h

Con el objeto de ser alimentada a un reactor se le debe bajar la temperatura, para lo cual se va a realizar un enfriamiento con un fluido de servicio, hasta los 25 °C y luego se va a completar el proceso alimentándola a un intercambiador de calor para aprovechar la temperatura de la corriente “FluidoFrío” que tiene los siguientes parámetros:

Composición (Fracción molar) Condiciones Etano Propano

0.50 0.50

Temperatura Presión

-1 °C 25 Kg/cm2_g

La corriente en estudio debe alcanzar los 15 °C finales (Corriente “FeedFrio”). La corriente que absorbe el calor luego debe calentarse hasta el estado de gas saturado para su aprovechamiento posterior. Para los tres intercambiadores se ha establecido que la caída de presión no debe superar 0,5 Kg/cm2.

FluidoFrio

FluidoCaliente

Feed

FeedFrio

E-100

E-101

FeedHC

EFrio

E-102

Gas

ECalentador

El alumno debe encontrar el intercambiador óptimo para el servicio del E-100, tomando en cuenta la restricción que impone la caída de presión. Utilice para el diseño las tablas que se adjuntan a continuación.

Estándares de tubos

D0 = ½” D0 = ¾” D0 = 1” BWG D0 (m) Di (m) BWG D0 (m) Di (m) BWG D0 (m) Di (m)

12 14 16 18 20

0.0127 0.00716 0.00848 0.0940 0.0102 0.01090

10 11 12 13 14 15 16 17 18

0.0190 0.0122 0.0129 0.0135 0.0142 0.0148 0.0153 0.0157 0.0161 0.0165

8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18

0.0254 0.0170 0.0178 0.0185 0.0193 0.0198 0.0205 0.0211 0.0217 0.0221 0.0224 0.0229



PPrroobblleemmaa 77 –– LLíínneeaass ddee PPrroocceessoo

Desarrollar el siguiente proceso (Fluido: agua).



PPrroobblleemmaa 88 –– EEqquuiippoo ddee RReeffrriiggeerraacciióónn

Se requiere fijar las Bases de Diseño para un equipo de refrigeración, por lo que se requiere evaluar entre un sistema de una etapa de compresión y otro de dos etapas de compresión, de acuerdo con los siguientes esquemas:

Figura 1 Esquema de Refrigeración de una etapa de compresión

Figura 2 Esquema de Refrigeración con dos etapas de compresión

La corriente de Proceso a ser enfriada es la que sale por el domo de la De-Etanizadora (DeC2) que se mencionó en el Problema 1

Para el esquema de refrigeración de una etapa de compresión su forma de operar es la siguiente:



El Refrigerante que sale del Condensador (Soloaire) sale como líquido saturado y es enviado a través de una válvula en donde se reduce su presión hasta la presión atmosférica y como efecto de este cambio de presión, el fluido se flashea parcialmente y se reduce su temperatura para luego entrar al Chiller en donde se vaporiza en su totalidad, enfriando nuestro fluido de proceso.

Una vez vaporizado, se envía a la succión del compresor en donde el fluido es comprimido hasta alcanzar una presión tal que le permita al refrigerante ser totalmente condensado a una temperatura de 130°F. Favor de notar que el condensador tira una presión de 10 Psi.

Para el esquema de refrigeración de dos etapas de compresión su forma de operar es la siguiente:

El Refrigerante que sale del Condensador (Soloaire) sale como liquido saturado y es enviado a través de una válvula en donde se reduce su presión hasta una presión intermedia entre la de trabajo del condensador y la presión atmosférica y como efecto de este cambio de presión, el fluido se flashea parcialmente y se reduce su temperatura para luego entrar al Economizador en donde el liquido es separado del vapor. El líquido proveniente del economizador es enviado a otra válvula en donde se reduce la presión a la presión atmosférica, disminuyendo con esto su temperatura para a continuación ser enviado al chiller en donde se vaporiza en su totalidad, enfriando nuestro fluido de proceso.

Una vez vaporizado, se envía a la succión la primer etapa de compresión en donde el fluido es comprimido hasta igualar la presión en el economizador en donde se mezclan las corrientes provenientes de la primer etapa del compresor y los vapores del economizador para luego ser enviados a la succión de nuestra segunda etapa de compresión en donde se alcanza una presión tal que le permita al refrigerante ser totalmente condensado a una temperatura de 130°F. Favor de notar que el condensador tira una presión de 10 Psi.

Preguntas:

• ¿Cual esquema nos reporta la menor potencia total requerida en los compresores?

• Para el esquema de la figura 2, compresión en dos etapas, cuál es la presión en el economizador tal que la potencia de la primer etapa del compresor sea igual a la potencia de la segunda etapa? ¿afecta esto la potencia total del sistema?

• ¿Como nos afecta la potencia del compresor la temperatura a la salida del condensador?

Efectúe cálculos a 130°, 125°, 120°, 115° y 110°F en la salida del condensador.



PPrroobblleemmaa 99 –– DDeessccaarrggaa aa AAnnttoorrcchhaa

Calcular el sistema de descarga a antorcha de acuerdo con la figura que se adjunta. Las corrientes 1,3 y 6 se definen a continuación:

1 3 6 Frac Mol Frac Mol Frac Mol C1 0.0454 0.1333 0.1000 C2 0.0454 0.2000 0.1500 C3 0.4543 0.2667 0.2500 CO2 0.2277 0.0667 0.0500 N2 0.2272 0.3333 0.4500 1 3 6 TEMPERATURA.°F 100.0 120.0 140.0 PRESION.Psia 200.0 300.0 400.0 FLUJO lb-mol/h 220.0 150.0 200.0

La presión de descarga de la corriente 10 está a la presión atmosférica.

Para resolver los segmentos de tubería, suponga que no hay pérdidas al ambiente, esto es, un coeficiente de transferencia de calor en la tubería de cero. Así mismo, cuando defina las TEE's mezcladoras, especifique en parámetros que las presiones a las TEE's son iguales.

Esquema con la solución del problema.



PPrroobblleemmaa 1100 –– RReeaaccttoorreess QQuuíímmiiccooss

El trabajo se encuentra orientado a conocer las distintas posibilidades de reactores químicos utilizando el mismo conjunto de ecuaciones. Por su simplicidad no se ha incluido la opción de conversión.

Se trabajan reacciones de cloración de Propeno (C3H6), a una temperatura de 800 °F, donde reacciona Cl2 con Propileno para producir Cloruro de Propileno (ClC3H5), 1,2-Dicloro Propano (Cl2C3H6) y 2,3-Dicloro Propileno (Cl2C3H4). Las condiciones de la corriente de alimentación se indican en la Tabla I.

Alimentación

Temperatura (ºF) 128

Presión (psia) 88

Flujo molar (lbmol/hr) 1310

Flujo molar Cl2 (lbmol/hr) 106

Flujo molar C3H6 (lbmol/hr) 1186

Flujo molar ClC3H5 (lbmol/hr) 18

Cl2 + C3H6 → ClC3H5 + HCl ( )( )

632

6.27009

11101.2 HCClRT CCexr

−

=

Cl2 + C3H6 → Cl2C3H6 ( )( )

632

98.6811


−

=

Cl2 + ClC3H5 → Cl2C3H4 + HCl ( )( )

532

42300

141069.4 HClCCl

RT CCexr

−

=

r: [lbmol/(ft3 hr)], energía de activación: [BTU/lbmol]

Se solicita al alumno que plantee los siguientes casos y evalúe los rendimientos obtenidos:

1. Un reactor de equilibrio

2. Un reactor de Gibbs

3. Un CSRT de 10 ft3 con reacciones cinéticas (caída de presión 7 psi)

4. Un CSRT de 10 ft3 con reacciones de velocidad simple (caída de presión 7 psi)

5. Un reactor flujo pistón de 30 ft3 con reacciones cinéticas (diamétro 2” y longitud 9 pìes)

6. Un reactor flujo pistón de 30 ft3 con velocidad simple (diamétro 2” y longitud 9 pìes)



7. Tres reactores CSTR de 10 ft3 cada uno donde se produzca una reacción cinética por cada reactor.

Tipo de Reacción Descripción

Conversión Conversión % (sólo reactores de conversión) 2

210% TCTCCX ++=

Equilibrio Equilibrio basado en la estequiometría de la reacción. El predictor es la constante de equilibrio. Predicha minimizando la energía libre de Gibas, por estequiometría o por tablas.

( )TfKeq =

Gibbs Minimiza Energía Libre de Gibbs de todos los componentes. Puede darse o no la estequiometría de la reacción.

Kinetic (Para PFR, CSTR) ( )RTEATk n −= exp

γϕβαSRrevBAfA CCkCCkr +−=

Catálisis Heterogénea

(Para PFR, CSTR)

Utiliza la ecuación de de Yang and Hougen que incluye Langmuir-Hinshelwood, Eley-Rideal and Mars-van Krevelen etc.

(En PFR, CSTR) ∑+

−

=−i

ii

s

S

r

Rb

B

a

A

ACK

K

CCCCk

r γ1

Velocidad Simple

(Para PFR, CSTR)

eqK se predice de los datos de equilibrio

(En PFR, CSTR)

−−=

eq

SRBAfA

K

CCCCkr

γϕβα



PPrroobblleemmaa 1111 –– DDeessttiillaacciióónn

Se tiene una corriente proveniente de una planta de gas a la que se pretende De-Etanizar, esto es cortar desde Etano y más ligeros, respecto del Propano y más pesados.

Componentes Flujo lb-mol/hr T=90°F P=475 psia Nitrógeno 15.59 Co2 341.70 Metano 526.52 Etano 339.02 Propano 576.48 i-Butano 88.79 n-Butano 222.45 i-Pentano 59.22 n-Pentano 61.59 n-Hexano 134.57

El propano presente en domos no debe ser mayor a 16.0 lbmol/hr, la relación de reflujo es de 1:1 y no hay extracción de destilado liquido. Sé esta proponiendo para este servicio una columna existente que cuenta con 27 platos reales, y se estima que la presión en la cabeza será de 712 mm Hg y la de fondo será de 816 mmHg. La alimentación a la columna es en el plato No. 13 (Real). El condensador tiene una caída de presión de 0.5 Psi y el rehervidor no indica ninguna perdida de presión.

Para simular el condensador, desde el ambiente de la columna hay que exportar una corriente interna, la cual llamaremos 24A y será equivalente al vapor que esta dejando el plato No. 1 de la columna.

Como fluido frío se esta usando Propano refrigerante el cual tiene la siguiente composición:

Componentes Fracción Mol V/F=0.2845 Etano 0.0051 P=14.7 psia Propano 0.9883 i-Butano 0.0037 n-Butano 0.0029

Figura No. 1 Esquema de Simulación de la Deetanizadora

• Simule la planta y determine cargas térmicas del Rehervidor y Condensador y cargas internas de platos.

• Obtenga la curva de condensación del condensador.



PPrroobblleemmaa 1122 –– DDeessttiillaacciióónn

Se tiene una corriente proveniente de una Planta de Gas a la cual se pretende Depropanizar, esto es, cortar del Butano y mas ligeros del Pentano y mas pesados

Componentes Flujo lb-mol/hr V/F=0.0 (Liq. Saturado) P=475 psia Nitrógeno 0.0 Co2 0.1573 Metano 0.0034 Etano 23.5821 Propano 280.2414 i-Butano 44.3921 n-Butano 111.2266 i-Pentano 29.6100 n-Pentano 30.7940 n-Hexano 67.2866

La corriente de alimentación se flashea en una válvula hasta 215 Psia. El contenido de i-C5 en los domos no debe de ser mayor de 1.0 lbmol/hr, no hay destilado vapor y la relación de reflujo es de 1.5:1. Se cuenta con una columna existente que cuenta con 25 platos reales, con una presión en la cabeza de 474 psia y de fondo de 476 psia. La alimentación se introduce a través del plato No. 9 (Real). El condensador tiene una caída de presión de 5 Psi y el rehervidor no nos reporta caída de presión.

Figura No. 1 Esquema de la simulación de la columna Debutanizadora

Para efecto de Simular el condensador, desde el ambiente de la columna hay que exportar una corriente interna, la cual llamaremos 30 y será equivalente al vapor que está dejando el plato No. 1 de la columna. El condensador será del tipo Soloaire (Air Cooler)

• Efectúe la simulación de la Columna y determine las cargas térmicas del Rehervidor y Condensador, así como las cargas internas de los platos.

• Obtenga curva de Condensación del condensador.



PPrroobblleemmaa 1133 –– TTrreenn ddee DDeessttiillaacciióónn

El tren de fraccionamiento se encuentra constituido por 3 columnas: la Demetanizadora, la Deetanizadora y la Depropanizadora tal como lo muestra el diagrama

Las alimentaciones son las siguientes:

Composición (Fracción molar)

1 2 Condiciones

1 2

N2 CO2 Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano n-Heptano n-Octano

0.0026 0.0048 0.7041 0.1920 0.0706 0.0111 0.0085 0.0036 0.0020 0.0003 0.0002 0.0001

0.0057 0.0029 0.7227 0.1176 0.0750 0.0204 0.0197 0.0147 0.0102 0.0037 0.0047 0.0027

Temperatura (°C) Presión (Kg/cm2_g) Caudal molar (Kmol/h)

-94.61 22.17 1621

-83.33 22.31 218

Demetanizadora (DC1): Su función es la separación de metano con la máxima calidad sin que se arrastren cantidades significativas de otro hidrocarburo. Es una columna sin reflujo de 10 etapas teóricas, con una presión en cabeza de 22.17 y en el fondo de 22.52 Kg/cm2. La alimentación 1 ingresa en la etapa 2 y la 2 en la etapa 3. Se debe suponer que el caudal de gas por cabeza es de 1340 Kmol/h y se estima que la temperatura de cabeza y fondo es de -91 y 19 °C respectivamente. Se solicita que se logre la máxima eficiencia de operación basado en la mejor separación que se puede lograr para el metano.

Deetanizadora (DC2): Se trata de una torre de detilación común cuya función es separar con la máxima eficiencia el etano. La alimentación de DC1 se bombea a 27.09 Kg/cm2 para alimentarse en la etapa 7 de la DC2, la cual tiene 15 etapas en total. La presión en cabeza es 26.74 Kg/cm2 y la de fondo es de 27.44 Kg/cm2. Trabaja con una relación de reflujo de 2.5 y todo el producto de cabeza es gas. Para configurar la columna es necesario establecer una especificación de C2/C3 ≤ 0.01 para el fondo.

Depropanizadora: La salida de fondo de DC2 es dscomprimida en una válvula a 15.14 Kg/cm2 e ingresa a la última torre DC3 la cual debe ser construida, para lo cual necesitamos realizar su diseño. Se va a trabajar con una destilación con salida gaseosa y líquida por cabeza y presiones de 15.14 y 15.84 Kg/cm2 en cabeza y fondo y las especificaciones comerciales requieren un propano que pueda cumplir con la condición i-butano + n-butano ≤ 1.5 % molar y la composición de propano en el fondo debe ser ≤ 2 % molar.



PPrroobblleemmaa 1144 –– PPllaannttaa ddee TTrraattaammiieennttoo ddee GGaass

La planta se alimenta con la corriente Feed1 cuyas condiciones son:

Feed Composición (fracción molar) Temperatura: 15.56 °C Presión: 69.27 Kg/cm2 Flujo molar 498.1 Kgmol/h

Nitrógeno CO2 H2S Metano Etano Propano i-Butano n-Butano i-Pentano n-Pentano n-Hexano

0.010 0.050 0.005 0.790 0.080 0.035 0.005 0.010 0.002 0.003 0.010

La alimentación ingresa al flash “InletSep”. La corriente gaseosa (SepVap) entrega calor en el intercambiador Gas/Gas (∆P=10 psi tanto para casco como para tubos) a la corriente LTSVap que proviene de un separador que se encuentra más adelante.

La corriente CoolGas, que sale del intercambiador se enfría en el Chiller a -12 °C (corriente ColdGas) con un ∆P de 10 psi, e ingresa al separador flash LTS cuya corriente gaseosa LTSVap intercambia en el Gas/Gas y sale como SalesGas. La especificación establecida es que la diferencia de temperatura entre SepVap y SalesGas se mantenga en 5.56 °C.

El líquido de LTS y el que proviene del primer flash, el InletSep se mezclan y se expanden en una válvula a 450 psia para luego alimentarse a una deetanizadora.

La Deetanizadora es una torre sin condensador pero con reboiler, por lo que la alimentación se produce en la etapa 1. Las presiones en cabeza y fondo son 400 y 405 psia y cuenta con 10 etapas de equilibrio.

La especificación comercial establecida es que la relación molar etano/propano en el fondo no sea superior a 0.02.

Feed1

InletSep

SepVap

SepLiq

Gas/Gas

CoolGas

LTSVap

SalesGas

ChillerColdGas

LTS

LTSLiq

MIX-101

aColumna

LiquidProd

Ovhd

VLV-100ColumnFeed

Deetanizadora



PPrroobblleemmaa 1155 –– PPllaannttaa ddee EEttaannooll

Se trata de una planta de obtención de etanol proveniente de una fermentación. Se partirá de la corriente ya fermentada y se implementarán los pasos para la separación del etanol. Se utilizará el modelo de actividad NRTL.

La corriente FromFeed cuyas características se detallan más abajo, se alimenta a un separador:

Frmo Feed Composición (fracción molar) Temperatura: 86 °F Presión: 14.7 psia Flujo másico 103.000 lb/h

Etanol Água CO2 Metanol Acido Acético 1-Propanol 2-Propanol 1-Butanol 3-M-1-C4ol 2-Pentanol Glicerol

0.026900 0.946411 0.026600 0.000027 0.000003 0.000009 0.000009 0.000007 0.000021 0.000005 0.000007

La corriente gaseosa To_CO2Wash ingresa por el fondo de una columna de absorción CO2Wash donde entra por cabeza agua (Wash_H2O) para lavado de los gases para arrastrar todo el etanol remanente. El agua entra a 77 °F, 14.7 psia y con un caudal molar de 286.6 lbmol/h. La torre trabaja a 14.7 psia y cuenta con 10 etapas de equilibrio. La corriente gaseosa CO2_Stream se ventea y la corriente líquida To_fermentor se encuentra en condiciones de volver al ciclo de fermentación.

La corriente líquida Beer del primer separador entra al absorbedor Conc donde ingresa por fondo la corriente de vapor de agua (Steam) con una temperatura de 284 °F y una presión de 14.7 psia, siendo su caudal de 24.250 lb/h. La torre Conc tiene 17 etapas de equilibrio trabaja a 14.7 psia y tiene una salida lateral Rect_Feed en la etapa 6 que debe cumplir con la condición que recupere un 95% del etanol alimentado.

La salida por fondo Stillage_A es esencialmente agua y se drena. La salida por cabeza To_Light se alimenta a la torre Lights que es una columna de destilación sin reboiler. También esta torre es atmosférica, posee 5 etapas de equilibrio, trabaja con una relación de reflujo de 1.3, y se requiere que su concentración en el líquido del condensador sea de 0.88 para el etanol. La coriente gaseosa Light_Vent se ventea, la corriente líquida 2ndEtOH se almacena y la corriente de fondo To_Rect se alimenta a la torre de destilación Rect.

La torre Rect, de 29 etapas de equilibrio tiene dos alimentaciones: la corriente To_Rect (proveniente del fondo de la torre Lights), en la etapa 19 y la corriente Rect_Feed (proveniente de la etapa 6 de la torre Conc) en la etapa 22. La presión de trabajo en toda la unidad es de 14.7 psia.

La torre trabaja en la cabeza con una salida gaseosa Rect_Vap y una salida líquida Rect_Dist, una salida lateral 1stProd en la etapa 2, una salida lateral Fusel en la etapa 20 y una salida líquida por fondo StillageB.

Las especificaciones son: relación de reflujo 7100, caudal de Fusel 6.614 lb/h, una composición de etanol de 0.95 en el líquido de la etapa 2 y un caudal de destilado líquido (Rect_Dist) de 4.409 lb/h.

Simule la planta completa.



FromFerm

Wash_H2O

SteamA

CO2_Vent

To_CO2Wash

Beer

CO2

Wash

CO2_Stream

To_Fermentor

Conc

To_Light

Stillage_A

Rect_Feed

Light_Vent

2ndEtOH

To_Rect

Rect_Vap

Rect_Dist

StillageB

1stProd

Fusel

Lights

Rect



PPrroobblleemmaa 1166 –– SSeett yy AAjjuussttee

Siguiendo el diagrama que se adjunta debe simular las condiciones que se indican a continuación:

Las alimentaciones son las siguientes

1 2 4 Temperatura La Temp. de 3 debe tener

35 °C 40 °C La temperatura de 1 más 5

°C Presión 0.5 Kg/cm2_g 5 Kg/cm2_g La presión de la 3 más 4

Kg/cm2_g Caudal 2600 Kg/h Un caudal molar un 50%

mayor al de 1 La mitad del flujo másico de la 2 más 100 Kg/h

Composición (fracciones másicas)

Propano 0.2 i-Butano 0.4 n-Butano 0.4

i-Pentano 0,206 n-Pentano 0,274 n-Hexano 0,328 n-Heptano 0,191

Propano 0,211 i-Butano 0,371 n-Butano 0,418

La corriente 5 intercambia calor en el E-100 (∆P=0.20 Kg/cm2), alcanzando una temperatura tal en la 6, que en el Flash produzca una salida líquida donde el contenido de Propano no sea mayor a 20 Kg/h.

Un 40 % de la salida gaseosa del flash se enfría hasta que la temperatura de Gas3 sea 20 °C menor que la de 6.

1

2

3

4 E-100

5 6

V-100

Gas

Liq

Gas1

Gas2E-101

Gas3



PPrroobblleemmaa 1177 –– RReecciicclloo yy AAjjuussttee

En este problema definiremos una "Recirculación" y un "Adjust", y en primer instancia se pretende alcanzar la convergencia de la recirculación a las condiciones fijadas en el esquema de proceso, posteriormente habrá que encontrar la temperatura de la corriente 6 de tal forma que la composición del Metano en la corriente 7 sea del 80%.

1. Iniciar un caso nuevo y seleccionar "Peng-Robinson" como paquete Termodinámico e incorporar los componentes listados en el esquema.

2. Defina las corrientes y operaciones unitarias en base a la información dada en el esquema de proceso mostrado con anterioridad. No olvide salvar su caso.

3. Después de que se a incorporado el esquema de proceso al simulador, compare las corrientes 8 y 9. Manualmente podemos hacer una iteración como lo haría la operación de Recirculación, solo se requiere dar doble clic a la corriente 9 y presionar el botón en el fondo del menú titulado "Define from Other Stream… " y posteriormente desde el menú "Spec Stream As" seleccionar la corriente 8 y aceptar presionando el botón "OK" y se efectuara una iteración.

4. Instale la Operación de Recirculación alimentando la corriente 8 y definiendo la corriente 9 como producto. Dejar los valores de la hoja "Parámetros" con los valores tomados por Default. Esta operación efectuara varias veces el equivalente al menú "Spec Stream As".

5. Instale la Operación "Adjust", y seleccione como variable independiente la Temperatura de la corriente 6, y como variable dependiente la composición molar del metano de la corriente 7 y en el recuadro del valor objetivo localizado en fondo a la derecha del menú, alimentar 0.80, note que la banda roja en el fondo con la leyenda "Requires Tarjet Value" cambia de color y se torna amarilla con una nueva leyenda, "Unknown Maximum" y esto nos indica de que aun hay que alimentar algunos valores, por lo que nos cambiamos de hoja y pasamos a la hoja titulada "Parámetros" y definimos los limites de nuestra variable independiente, y estos serán de 20°F para el máximo y de -40°F para el mínimo.



PPrroobblleemmaa 1188 –– TTrreenn ddee CCoommpprreessiióónn



PPrroobblleemmaa 1199 –– RReeddeess ddee CCaaññeerrííaass

La siguiente red de tuberías tiene dos ramas. La primera tiene un diámetro más pequeño y la segunda se divide en tres ramas antes de reconectar con la tubería original.

El objetivo del ejercicio es determinar el flujo que circula por cada rama con la configuración planteada y a la vez determinar cuál es la presión con la que tiene que alimentarse para llegar al final con una presión de 500 psi.

La alimentación se compone de Metano (90% molar), etano (6.5%), propano (2%), iso butano (0.5%), normal butano (0.5%), iso pentano (0.2%), normal pentano (0.2%), normal hexano (0.1%)

Datos de las ramas:

Segmento Diámetro (in) Longitud (pies) Elevación (pies) Temp. Amb. (F) Coef. (BTU/h F ft2) Main1 8 26400 0 40 1 Main2 8 26400 35 40 1 Main3 8 26400 35 40 1 Main4 8 26400 35 40 1

Branch1 6 13200 30 40 1 Branch2 4 13200 10 40 1 Branch3 4 26400 40 40 1 Branch4 4 52800 50 40 1

Feed

Main1

1

2

3

Branch1

5

Main2

4

6

8

7

Branch4

15

14

16

Branch2

9

10

Branch3

12

Main3

11

13

Main4

Ayuda para la resolución:

Con el objeto que el problema pueda ser resuelto debe hacer estimaciones que permitan inicializar el cálculo. Supongamos que la temperatura de entrada es de 120 °F , la presión de 600 psia y un flujo molar de 1098 lbmol/h. Consideremos el flujo inicial por 2 es de 500 lbmol/h mientras que para la 7 y la 8 son de 150 lbmol/h.

Importante: se ajusta el caudal de 8 para que la presión de 9 sea igual a la de 4, se ajusta el caudal de 7 hasta que la presión en 12 sea igual a la de 11. No se puede ajustar 6 por no quedar mas grados de libertad, por lo que debe ajustarse 2 hasta que la presión en 15 sea igual a 14.

Luego debe ajustarse la presión de alimentación de modo que la presión en 16 sea la buscada.

Recordar que todos los ajustes deben configurarse como simultáneos.



PPrroobblleemmaa 2200 –– CCiicclloohheexxaannoo

El ejercicio propone la simulación de la planta productora de ciclohexano como muestra el diagrama adjunto, a partir de la hidrogenación de benceno. La información de las alimentaciones es la siguiente:

1 2 BENCENO 64,54 Kmol/h HIDRÓGENO 0.9 Fracción molar TOLUENO 0,02 Kmol/h METANO 0.1 Fracción molar MCC6 0,01 Kmol/h Presión 36,6 Kg/cm2_g TOTAL 64,56 Kmol/h Temperatura 32 °C Presión 0 Kg/cm2_g Temp. 40,6 °C

El caudal molar necesario de Hidrogeno impuro para evitar craqueo de moléculas es de 4.5 a 1 respecto a la alimentación de benceno. El ciclohexano se bombea a 36.6 Kg/cm2_g para mezclarse con la corriente de hidrógeno e intercambia calor en el M601 saliendo con una presión de 35.86 Kg/cm2_g y una temperatura de 162.8 °C. Se termina de calentar en M602 a 204.5 °C y bajando su presión a 34.8 Kg/cm2_g para entrar al reactor donde reacciona:

C6H6 + 3 H2 C6H12 (Ciclohexano)

CH3-C6H5 + 3 H2 CH3-C6H11 (Metilciclohexano)

Las reacciones se producen con una conversión del 100 % en un reactor isotérmico que trabaja a 232.8 °C y con una caída de presión de 1.4 Kg/cm2_g.



El producto gaseoso intercambia calor en el M601 con una pérdida de presión de 1.06 Kg/cm2_g, y se enfría en el M603 a 40.6 °C, siendo su presión en la salida de 31.64 Kg/cm2_g.

El separador flash O602 permite la separación del exceso de hidrógeno que se recirculará a planta. Parte de la salida gaseosa (el 16%) se ventea y el resto se comprime para realimentarse a 35.53 Kg/cm2_g.

La salida líquida se descomprime en una válvula a 11.34 Kg/cm2_g, se precalienta con el fondo de N601 en el M604, donde alcanza la temperatura de 135 °C (la caída de presión es de 1 Kg/cm2) para luego ingresar a la torre de destilación.

La torre trabaja con una presión en cabeza de 10.19 Kg/cm2_g y de 10.34 Kg/cm2_g en el fondo. El diseño de la torre debe permitir una calidad de salida de Ciclohexano de 99.9% másico.

La salida del producto previo a su almacenamiento debe ser acondicionado a una temperatura adecuada, para lo cual debe intercambiar calor con la alimentación de la torre en el M604 (la caída de presión es de 1 Kg/cm2) para alcanzar luego en el M606 los 40 ºC (la caída de presión es de 0,6 Kg/cm2)

El alumno debe responder:

1) ¿Cuál es el caudal de la corriente de ciclohexano obtenida con estas condiciones de diseño?

2) ¿Qué alimentación debe tener la planta si queremos que la producción horaria sea de 7000 Kg/h?

15

8

EM607

10

6A

6

11A

12

11

3B

3A

4A4

2

1A1

J-601

M-601

M-602

K-601

M-603

O-602

V-601

VALV M-604

N-601

M-606

M-605

PLANTA DE CICLOHEXANO

5

PPrroobblleemmaa 2211 –– GGlliiccooll

Se desea planificar una planta para la producción de Glicol (1,2 propano diol, 12C3diol) a partir de la reacción (Sim Names):



12C3Oxide + H20 ---------------- 12C3diol

La termodinámica adoptada es Wilson.

El dióxido de propileno que se encuentra a presión atmosférica debe ser bombeado a una presión de 1 Kg/cm2 manométricos, a 23.89 °C, con un caudal de 68.04 Kgmol/h para ser mezclado con una corriente de agua que debe entrar en las mismas condiciones pero manteniendo siempre un caudal molar 2 veces mayor.

Se inyecta a un reactor CSTR de 1 m3 donde reacciona a una temperatura constante de 60 °C, con una pérdida de carga de 0,2 Kg/cm2

La reacción es de primer orden respecto al dióxido de propileno con una cinética

RT

KmolKJoule

A exr/44000

81016.1−

= Base Kgmol/m3 y Kgmol/m3h

Los productos de reacción se alimentan a una columna con el objeto de obtener por cabeza una mezcla líquida de óxido con agua y por fondo el Glicol con la mayor pureza posible (mínimo 98% másico). La presión de fondo es igual a la de alimentación y en la torre pierde 0,2 Kg/cm2

Como la salida por cabeza contiene una buena proporción de dióxido de propileno se decide reciclar el 50% del caudal másico total.

Una vez diseñada la planta indicar cuál será la corriente de óxido fresco que deberá alimentarse para obtener un caudal final de Glicol de 100 Kg/h

PPrroobblleemmaa 2222 –– CClloorraacciióónn ddee PPrrooppeennoo

En una planta de cloración de Propeno (C3H6), reacciona Cl2 con Propeno para producir Cloruro de Propeno (ClC3H5), 1,2-Dicloro Propano (Cl2C3H6) y 2,3-Dicloro Propeno (Cl2C3H4). La reacción tiene lugar en un reactor tanque agitado continuo y los productos resultantes se separan aguas abajo en una columna fraccionadora.

Las condiciones de la corriente de alimentación se indican en la Tabla I.

Tabla I Alimentación Temperatura (ºF) 128 Presión (psia) 88 Flujo molar (lbmol/hr) 1310 Flujo molar Cl2 (lbmol/hr) 106 Flujo molar C3H6 (lbmol/hr) 1186 Flujo molar ClC3H5 (lbmol/hr) 18

La corriente de alimentación ingresa al reactor, que opera a 73.50 psia y 800ºF, y tiene un volumen de 10 ft3. Las reacciones ocurren en fase vapor.

Los productos del reactor se enfrían a 50ºF. El intercambiador de calor tiene una caída de presión de 0.30 psi.

La corriente que sale del enfriador ingresa a una columna de destilación que principalmente separa los componentes reactivos de los compuestos clorados, obtenidos como productos de la reacción.

Para conocer el número de etapas de la columna y determinar el plato de alimentación de la misma se deberá diseñar la torre con el auxilio de un modelo shortcut.



La corriente de tope de la columna de destilación está en fase vapor (condensador: Full Reflux). El condensador opera con una presión de 20 psia y tiene una pérdida de carga de 0.20 psi, mientras que la presión en el fondo es de 27 psia. La composición molar de propeno en el producto de tope es del 92%, mientras que la composición de cloruro de propeno en la corriente de fondo (producto formado por los propilenos clorados), asciende al 65%.

Cl2 + C3H6 → ClC3H5 + HCl ( )( )632

6.27009


−

=

Cl2 + C3H6 → Cl2C3H6 ( )( )632

98.6811


−

=

Cl2 + ClC3H5 → Cl2C3H4 + HCl ( )( )532

42300

141069.4 HClCClRT CCexr

−

=

r: [lbmol/(ft3 hr)], energía de activación: [BTU/lbmol]

Actividades:

1. Construir el flowsheet usando el simulador HYSYS.

2. Diseñar la columna de destilación en base al modelo de una columna de destilación shortcut, siendo la presión de tope = 20 psia y la presión de fondo = 27 psia, y sabiendo que, la fracción molar del componente clave liviano en el fondo es de 0.004 y la del clave pesado en el tope es de 0.014. Asumir que la relación de reflujo es 5.

3. Determinadas las características de diseño que debe reunir la columna separadora de propeno, instalar una columna de destilación y determinar las condiciones operativas (relación de reflujo, cargas calóricas en condensador y rehervidor, etc.), en que estará funcionando la columna en base a la especificación dada de productos.

4. Comparar los resultados obtenidos en base a dos tipos de paquetes de propiedades diferentes: Soave-Redlich-Kwong y/o Peng Robinson y un paquete de actividad (Uniquac o Unifac).

PPrroobblleemmaa 2233 –– RReeccuuppeerraacciióónn ddee PPaarraaxxiilleennoo ((PPrroocceessoo MMoobbiill OOiill CCoorrpp..))

El proceso propone el enriquecimiento del paraxileno contenido en una corriente de aromáticos agotada, por ser el componente de mayor valor, para luego ser recuperado en una concentración comercial adecuada.

La condición y composición de la corriente de aromáticos agotada utilizada como alimentación es: :

Comp. % Molar Condiciones Ciclohexano 4.8 Caudal másico (Kg/h) 1500 Tolueno 0.2 Presión (Kg/cm2) 1 EtilBenceno 15.0 Temperatura (°C) 40 p-Xileno 1.0 m-Xileno 54.4 o-Xileno 24.5 (1) Utilizar a los fines de la simulación el Aromáticos C9+ (1) 0.1 124-Metil Benceno

Se dispone para el proceso de hidrógeno impuro (Composición molar H2: 0.8 y Metano: 0.2) a una presión de 5 Kg/cm2 y a una temperatura de 40 °C.



A la alimentación de hidrógeno (cuyo caudal másico debe ser cuatro veces mayor a la corriente de aromáticos para evitar craqueos) después de mezclarse con una corriente de livianos que es parte de la salida de un flash posterior al reactor, se le levanta la presión a 7 Kg/cm2 y posteriormente se mezcla con la alimentación de aromáticos el cual debe llegar con la misma presión. Para los fines de este ejercicio se ha dispuesto que todos los intercambios térmicos y el reactor sufran una caída de presión de 0.5 Kg/cm2.

La corriente sube su temperatura 230 °C tras intercambiar calor con la corriente de salida del reactor y luego se calienta a 350 °C que es la condición necesaria para las reacciones. En estas condiciones ingresa a un reactor flujo pistón de 12 m de longitud y de 2 pulgadas de diámetro que mantiene una temperatura de reacción en 320 °C.

Las reacciones son las siguientes (Concentraciones en lbmol/pie3, velocidad en lbmol/pie3 seg y energía de activación en BTU/lbmol):

[ ] RTxilenomA ekCkrxilenopxilenom

27000

810

−

− ==−−→−

[ ] RTxilenooA ekCkrxilenopxilenoo

27000

810

−

− ==−−→−

[ ][ ] RTHMBcA ekCCkrCHxilenopHnoMetilBence

15000

7

242 10,4,2,1

−

==−+−→+

[ ][ ] RTHEBcA exkCCkrCHCHbencenoHoEtilBencen

12000

6

2332 105

−

==−−+→+

La salida del reactor se enfría parcialmente al intercambiar calor con la alimentación y luego se enfría hasta 15 °C para ingresar al flash liberando la mayor cantidad posible de gases livianos ricos en hidrógeno. Un 50 % de la salida gaseosa del flash se recicla con la alimentación de hidrógeno y la salida líquida se envía a la torre de alimentación.

La finalidad de la torre es lograr que los gases livianos y aromáticos de c7 (tolueno y menores) se separen de los aromáticos principales (xilenos) siendo necesario lograr una recuperación de p-xileno no inferior al 99 %. (presión en la cabeza 0.2 kg/cm2 menos que la alimentación y la presión en el fondo igual que la alimentación)

Una vez resuelto el caso indique qué caudal másico de aromáticos se necesita alimentar en la planta para que la cantidad mínima de paraxileno sea de 1.300 kg/h

PPrroobblleemmaa 2244 –– AAnniilliinnaa ((LLoonnzzaa // FFiirrsstt CChheemmiiccaall CCoorrpp..))

El proceso consiste en la obtención de Anilina a partir de la hidrogenación de Nitrobenceno

Anilina

Nitrobenceno

La alimentación de Nitrobenceno (normalmente contaminada con aromáticos) contiene la siguiente composición:

Componente % Molar Nitrobenceno 60 Tolueno 25 Benceno 15



Se alimentan unos 2000 kg/h a la planta con una temperatura de 52 ° C y una presión de 4 Kg/cm2 manométricos a una torre con el objeto de obtener la mayor pureza posible de nitro benceno (99.9 % molar). La presión de fondo se mantiene igual a la de alimentación y la de cabeza 0.1 Kg/cm2 menos que aquella.

La otra alimentación (corriente 3) de planta es hidrógeno puro que llega de tanques a una presión de 5 Kg/cm2 manométricos y una temperatura de 40 °C. El caudal de esta alimentación se mantiene con una relación molar de 5:1 respecto al Nitrobenceno para evitar el cracking térmico.

Se mezcla con el reciclo de H2 generado en el proceso y se comprime a 10 Kg/cm2 manométricos.

El nitrobenceno y el hidrógeno se mezclan para luego generar las condiciones térmicas de reacción. Para ello intercambian con la salida caliente del reactor de modo de aprovechar esta energía, saliendo a una temperatura de unos 130 °C y luego se acondiciona para reaccionar en un segundo calefactor donde su temperatura se lleva a 190 °C antes de ingresar al reactor. Para los fines de este ejercicio debe suponerse que las caídas de presión en todos los intercambiadores es de 0,5 Kg/cm2.

La reacción se lleva a cabo con la siguiente cinética:

RTa ek

m

KmolNitBzk

sm

Kmolr

1500

5

3310][

−

==

−

El reactor es flujo pistón y tiene un volumen de 2 m3 y el diámetro de los tubos de 50 mm y la temperatura de reacción se mantiene en 200 °C

Una vez que la salida intercambia con la alimentación se introduce en un enfriador de modo de poder separar la mayor cantidad de hidrógeno para reciclarlo en la alimentación. El alumno deberá determinar cuál es la temperatura que se debe alcanzar en ese punto para que la composición de H2 sea lo más pura posible (mínimo 99.5 % molar).

Se ingresa finalmente a un separador que actúa como decantador y flash que permite la separación de gases por un lado, la mayor cantidad de agua por otro y una salida de anilina de por lo menos 85 % molar.

2

3

Anilina

agua

Feed

ToBz

NitBz

Proceso de Obtención de Anilina

NH2



PPrroobblleemmaa 2255 –– ÁÁcciiddoo AAccrríílliiccoo

Se necesita obtener ácido acrílico (C3H4O) a partir de propileno.

Termodinámica sugerida: NRTL

Rx1: C3H6 + 3/2 O2 --------� C3H4O + H2O

Rx2: C3H6 + 5/2 O2 --------� C2H4O2 + CO2 + H2O

Ácido Acético

Rx3: C3H6 + 9/2 O2 --------� 3 CO2 + 3 H2O

2opropRT

E

ii PPekri−

=− [P]=kg/cm2_g

rx Ei Ki

1 15.000 1.59 x 105 2 20.000 8.83 x 105 3 25.000 1.81 x 108

La alimentación de propileno puro está disponible en un tanque a 40 °C y 0 Kg/cm2 manométrica por lo que se le debe levantar la presión a 3.35 Kg/cm2 manométricos. Se necesitan 2600 Kg/h.

El oxígeno es aportado por una corriente de aire (71/29) que entra en una relación másica de 8:1 respecto al propileno. El aire llega con 10 °C y 40 Kg/cm2 manométricos y se descomprime lo suficiente para poder mezclarse con la alimentación.

La mezcla se calienta a 160 °C al intercambiar con la salida del reactor flujo pistón e ingresa al reactor con una temperatura de 250 °C después de un calentamiento. Reacciona a una temperatura constante de 306°C en un flujo pistón de 10 m3, de 6 m cada tubo y 30 tubos.

Luego de perder temperatura en el intercambio con la alimentación se enfría posteriormente en otro equipo de intercambio, de modo de entrar en un flash para obtener un máximo de ácido acrílico. El alumno deberá evaluar a qué temperatura sucede esto.

El objetivo final es separar todo el propileno posible que se reciclará a la alimentación y del líquido deberá obtenerse todo el acrílico.



PPrroobblleemmaa 2266 –– HHiiddrrooddeeaallqquuiillaacciióónn

El proceso realiza la hidrodealquilación de tolueno para la obtención de benceno según el diagrama que se adjunta. Las reacciones son: [-rA]=Kgmol/m

3 seg

C6H5-CH3 + H2 C6H6 + CH4 ]][[10

1500

5

HTRT

A CCer

−

=−

C6H5- C6H5 + H2 2 C6H6 ]][[108.1

4500

7

HDRT

A CCexr

−

=−

La planta cuenta con tres alimentaciones cuyas condiciones son:

Corriente 1 Corriente 2 Corriente 3 Temperatura: 41 °C Presión: 0 Kg/cm2 Tolueno: 146.3 Kmol/h

Temperatura: 35 °C Presión: 42.2 Kg/cm2 Hidrógeno: 301.5 Kmol/h Metano: 33.5 Kmol/h

Temperatura: 271 °C Presión: 42.2 Kg/cm2 Difenilos: 3.3 Kmol/h

La alimentación de tolueno fresca se bombea a 50.3 Kg/cm2 y luego se envía el 94% del caudal hacia el reactor y el resto a la torre de absorción N301.

La corriente de H2 se comprime al mismo valor para poder hacer la mezcla con el tolueno y luego se mezcla con una corriente que retorna (5B) desde N301.

La corriente 6 se comienza a calentar a condiciones de reacción en el M301 donde recibe parte del calor que trae 8C. La temperatura de salida de 6A es 135 °C y pierde 1 Kg/cm2 en el intercambiador.

La corriente de difenilos se comprime a la presión de 6A para mezclar las alimentaciones y pasa al intercambiador M302 donde sale con 538 °C y sufre una caída de presión de 1.8 Kg/cm2.

Se termina de calentar a temperatura de reacción en el L301a 677 °C entrando al reactor con una presión final de 42.5 Kg/cm2.

El reactor, de tipo flujo pistón recibe también dos corrientes adicionales de recuperación de reactivos (10C que viene de O301 y la 13 que viene desde V301 ). La reacción es isotérmica a 649 °C y durante su paso por el reactor la corriente tiene una caída de presión de 0.5 Kg/cm2. Se estima un volumen total de 2 m3, y se encuentra construido con tubos de 5 cm de diámetro y 6 m de longitud.

Para aprovechar su temperatura el efluente del reactor intercambia en M302 (∆P=0.9 Kg/cm2), luego en el M303 con la salida de fondo de la torre, saliendo a 279 °C (∆P=0.7 Kg/cm2), luego en M304 con la alimentación a la torre saliendo a 238 °C (∆P=0.9 Kg/cm2), luego en M301 (∆P=0.9 Kg/cm2), se termina de enfriar en el M305 saliendo a 41 °C (∆P=1.4 Kg/cm2).

En estas condiciones se flashea en 0301. La salida gaseosa se comprime a 48.5 Kg/cm2 y se divide en tres flujos: el 31% se envía a la torre de absorción (corriente 11), el 63% se mezcla con la salida de fondo de la torre (corriente 12) y el resto vuelve al reactor K301. La salida líquida se envía a la torre

La corriente 11 se enfría a 41 °C en el M306 (∆P=0.7 Kg/cm2) y se alimenta por el fondo de la torre de absorción N301 donde se pone en contacto con la corriente 4 que forma parte de la alimentación fresca. La presión en cabeza es de 46.8 y la de fondo 47.10 Kg/cm2_g, tiene 10 etapas teóricas. El objetivo es eliminar cualquier resto de benceno que pueda tener 11. El fondo de la torre se bombea a 49.2 Kg/cm2_g, y se mezcla con la corriente 12, para luego sumarse a la alimentación fresca.



El 74 % de la salida líquida del flash se envía a la torre tras descomprimirse en una válvula a 17.20 Kg/cm2_g y luego precalentarse en M304 (∆P=0.7 Kg/cm2).

La torre N302 tiene como objetivo obtener la máxima pureza de benceno para lo cual trabaja con las siguientes presiones: 13.9 y 14.2 Kg/cm2_g en cabeza y fondo respectivamente.

Se solicita al alumno que arme el proceso con la información suministrada para establecer los parámetros de operación en estado estacionario y obtener la máxima pureza del benceno.

3

1

2

4

5

1A

V301

2A5A

5B6

3AJ3

07

M30

1

6A

8C

8D

7

M30

2

7A

88A

L301

7B

K301

M30

3

8B22

A

M30

417

17A

M30

58E

O30

1

9

10

10A

10B

J303

10C

VLV-

100

V302

9A

11 12

13

M30

611

A

N30

1

14

15N

302

19

23J3

02

15A

Proc

eso

de D

ealq

uila

ción



PPrroobblleemmaa 2277 –– DDiimmeettiillffoorrmmaammiiddaa ((TThhee LLeeoonnaarrdd PPrroocceessss CCoo..))

En el diagrama que se adjunta se aprecia el proceso de obtención de Dimetilformamida, conocida como DMF, de fórmula HCON (CH3)2, a partir de la reacción de la Dimetilamina (conocida como DMA), de fórmula (CH3)2NH, con monóxido de carbono (CO) en un medio catalizado en suspensión en Benceno.

NH (CH3)2 + CO CON (CH3)2

CODMART CCer

4400

710

−

=− [C] = Kgmol/m3

[r] = Kgmol/s.m3

El DMA puro se alimenta a 40 °C y 0 Kg/cm2 manométrica con un caudal de 1000 kg/h. La alimentación fresca de CO, que se encuentra disponible a 10 Kg/cm2 manométricos y 15 °C debe ingresar con un caudal molar igual a la mitad del correspondiente al DMA.

Para poder mezclarlos antes de ingresar al reactor las presiones se deben equilibrar para lo cual la corriente de CO se expande a 6 Kg/cm2 manométricos y la energía liberada se aprovecha en la primera etapa de compresión del DMA. La corriente resultante se mezcla con la corriente de DMA recuperada de la planta para luego entrar en la segunda etapa de compresión donde se lleva al valor final de 10 Kg/cm2 manométricos.

En este nivel se mezclan las corrientes de DMA y CO y luego se juntan con la corriente de Benceno que actuará como medio de transporte y reacción. El benceno puro entra a una temperatura de 127 °C y una presión de 5.5 Kg/cm2 manométricos. La cantidad de benceno debe ser de dos veces el flujo molar de la mezcla DMA+CO. También entra el benceno recuperado con un caudal molar igual al benceno fresco.

La mezcla resultante se precalienta con el efluente del reactor hasta 200 °C en un equipo de intercambio que mantiene una pérdida de carga de 0,5 Kg/cm2 en ambos circuitos. La reacción se conduce isotérmicamente a una temperatura de 245 °C en un reactor tanque agitado de 2 m3 (considere que no hay pérdida de carga).

Tras el intercambio con la alimentación los productos ingresan en un flash que separan una fracción líquida de Benceno+DMF para ser recirculada al reactor en la cantidad que se mencionó antes. La bomba equilibra la presión de mezcla.

El resto del efluente líquido y el gas se mezclan por cuanto contienen un alto nivel de benceno y DMF para ser alimentados a la primera torre que debe separar el DMF, con una pureza no inferior a 99 % másico del resto de los componentes para obtener el producto terminado. Utilice el valor de la presión de alimentación como presión de fondo y la correspondiente a la cabeza igual a 0,5 Kg/cm2 menos que la de fondo.

La otra salida de la torre contiene benceno y DMA por lo que debe pasarse a otra torre para poder recuperar benceno y por otro lado el DMA, ambos con una pureza de al menos 99 % molar. El 50% del DMA se recircula en forma directa.

Se le solicita armar el modelo de simulación planteado e indicar qué caudal másico de DMA se necesita alimentar para obtener un caudal de DMF de 40 Kmol/h.



Dim

eti

lfo

rmam

ida

(Th

e L

eo

nard

Pro

cess

Co

.)

DM

A

CO

2

3

4 5

6

7

9

CS

TR

-100

Gas

Liq

Be

ncen

o

10

11

Ben

ce

no

Rec

6b

12

13

14

16

De

st1

Fo

nd

o1

Dest2

Fo

nd

o2

3b

DM

AR

ec

DM

AT

an

qu

e



PPrroobblleemmaa 2288 –– MMaaggnnaaffoorrmmiinngg II

La primera parte del proceso de Magnaforming tiene como objetivo la obtención de un corte de hidrocarburos que generarán los aromáticos de benceno, tolueno y xilenos, por lo que interesa separar los C6, C7 y C8. Se utilizará para la simulación la termodinámica de Peng Robinson.

La única reacción que se produce es la eliminación del C6H14S un contaminante de los catalizadores de isomerización por lo que se lo hace reaccionar en el K-121 con una conversión del 100 %:

C6H14S +H2 ----> C6H14 +SH2

Las características de las distintas alimentaciones son las siguientes:

1 17 H2 0 40 Kg/h C1 0 48 Kg/h C2 0 55 Kg/h C3 161,5 68 Kg/h iC4 750 24 Kg/h nC4 755 26 Kg/h C5 3200 39 Kg/h C6 12228 0 Kg/h C7 18342 0 Kg/h C8 34454 0 Kg/h C9 50649 0 Kg/h C6H14S 17,5 0 Kg/h SH2 0 0 Kg/h TOTAL 120557 300 Kg/h Presión 0 38,6 Kg/cm2_g Temp. 38 38 °C

Corriente Presión

Kg/cm2_g Temp (°C)

Corriente

Presión Kg/cm2_g

Temp (°C)

Sal. M-101 60 18 34,1 256 2 2,1 149 19 32,3 371 3 1,7 128 20 31,7 371 9 2,2 190 21 30,2 7 5 41 22 28,8 163 6 3,2 92 23 28,1 38

10 2,8 95 Sal. Valv. 8,6 15 3,2 141 27 7,4 13 5,8 41 28 5,7 14 38,6 141 31 6

Pérdidas de Carga Kg/cm2 Kg/cm2 M-101 0,9 M-106 0,7 M-102 1,2 M-107 1,1



El caudal másico de la corriente 26 lo constituye un 0.2 % de la corriente 23

Para las torres debe tenerse en cuenta lo siguiente: la N-101 produce la separación de C8 y menores por cabeza, la N-102 separa los C5 y menores por cabeza y la N-121 genera una mejor separación de C5 por fondo.

2

1

7

89

3

4

5

6

10

11

12

16

13

15

14

20

17

18

19

21

22

24

27

23

2526

28

29

30

32

31

33

J-1

01

M-1

06

M-1

01

M-1

02

J-1

08

L-1

01

N-1

01

M-1

03

J-1

02

O-1

01 N

-102

M-1

04

O-1

02

J-1

04

M-1

05

J-1

21

K-1

21

M-1

21

L-1

21

VL-1

21

M-1

22

M-1

23

O-1

21

V-1

21

N-1

21

M-1

25

J-1

22

M-1

24

O-1

22

M-1

07

MA

GN

AF

OR

MIN

G I



PPrroobblleemmaa 2299–– MMaaggnnaaffoorrmmiinngg IIII

La segunda parte del proceso de Magnaforming tiene como objetivo la obtención de aromáticos a partir de los hidrocarburos cíclicos saturados. Se utilizará para la simulación la termodinámica de Peng Robinson.

Las reacciones que se producen con una conversión del 100 % son las siguientes:

1er Reactor: 2do Reactor: Ciclohexano ----> Benceno + 3 H2 n-Hexano ----> Benceno + 4 H2

Metil Ciclohexano ----> Tolueno + 3 H2 n-Heptano ----> Tolueno + 4 H2 Dimetilciclohexano ----> Xileno +3 H2 n-Octano ----> Xileno + 4 H2

Las características de las distintas alimentaciones son las siguientes:

1 2 22 23 H2 0 191 3 0 Kg/h C1 0 479 44 1 Kg/h C2 0 0 169 1 Kg/h C3 0 0 642 7 Kg/h iC4 0 0 452 26 Kg/h nC4 0 0 609 44 Kg/h C5 1034 80 2080 461 Kg/h C6 5220 0 0 0 Kg/h

CC6 5462 0 0 0 Kg/h C7 9534 0 0 0 Kg/h

MCC6 9693 0 0 0 Kg/h C8 22466 0 0 0 Kg/h

TOTAL 53409 750 3999 540 Kg/h Presión 6 20 4,5 4,5 Kg/cm2_g Temp. 166 38 35 41 °C

Corriente Presión

Kg/cm2_g Temp (°C)

Corriente

Presión Kg/cm2_g

Temp (°C)

6 18,2 399 19 11,2 38 9 16,2 488 11 16,9

10 15,8 449 11b 19,5 14 14,1 532 12 15,8 15 13,4 527 24 3,9 87 15a 12,7 490 28 3,2 49 15b 12,3 30a 3,5 18 12,0 250

El caudal másico de la corriente 21 lo constituye un 16 % de la corriente 19 y el correspondiente a la 11 es el 48% de la corriente 19.

Con el objeto de diseñar la torre N-151 se cuenta con los siguientes datos: la corriente gaseosa 26 contiene los hidrocarburos más livianos que el butano, la 25 esencialmente pentanos y la 28 benceno y superiores. La presión en la cabeza es 3.5 Kg/cm2_g y la de fondo 3.9 Kg/cm2_g

Se solicita que se ajuste la alimentación principal para que la cantidad de benceno obtenida sea de 10.000 Kg/h.



10

a

MA

GN

AF

OR

MIN

G II

1

2

J15

1

1a

3

4

5M

15

26

15a

15b

L-1

52

9

K152

10

12

13

L15

3 14

K1

53

15

15L

M151

11B

M153

18

M15

4

18A

O-1

51

19

20

21

19A

V1

51

19B

3A

11

22

23

22

A

20A

24A

VLV

-100

M156

24

30

30A

N-1

51

26

27

M158

28



PPrroobblleemmaa 3300 –– DDiicclloorroommeettaannoo

El proceso se vincula con la producción de Diclorometano por cloración de metano. Para evitar la formación de otros compuestos clorados el proceso se debe manejar regulando las proporciones entre reactivos. Las corrientes de entrada contienen las siguientes características:

Corriente Metano Corriente Cloro1 y Cloro 2 Temperatura 40 °C Temperatura 40 °C Presión 15 Kg/cm2_g Presión 5 Kg/cm2_g Composición CH4 – Fracción molar: 1.0 Composición Cl2 – Fracción molar: 1.0 Caudoal másico 2.350 Kg/h

Las corrientes Cloro1 y Cloro2, deben estar ajustadas a las condiciones del proceso y como ambas deben comprimirse para ingresar al reactor se cuenta con dos entradas de cloro (cada una calculada en función de lo que se necesita en cada reactor) que luego se dividen en la misma proporción.

La corriente Cloro1 tiene un caudal molar igual a la corriente Metano, mientras que el caudal de Cloro2 quedará ajustado con la salida 8 del intercambiador E-100.

Tras comprimir el cloro a 15 Kg/cm2_g se hace la separación de las corrientes a cada reactor. La corriente 2a debe ser igual a Cloro1. Tras intercambiar en el E-100 (∆P en tubos 0.75 Kg/cm2 y en casco 0.5 Kg/cm2) alcanza la temperatura 250 °C y se ajusta la temperatura en E101 (∆P 0.5 Kg/cm2) a 450 °C para luego reaccionar en el reactor flujo pistón PFR-100 (Volumen: 2 m3 , con tubos de 6 m y de 2 pulgadas de diámetro) a una temperatura de 470 °C. La pérdida de carga debe ser calculada.

La reacción es: Cl2 + CH4 ----> ClCH3 + ClH ]][[105]./[ 42

200

73 CHClexsmKgmolr RTA

−

=−

La cantidad necesaria de Cloro2 se ajusta de tal manera que el flujo molar de 2b sea igual al flujo molar de la corriente 8.

En el intercambiador E-102 (∆P en tubos 0.75 Kg/cm2 y en casco 0.5 Kg/cm2) alcanza la temperatura 320 °C y para luego reaccionar en el reactor flujo pistón PFR-100 (Volumen: 1 m3, con tubos de 6 m y de 2 pulgadas de diámetro) a una temperatura de 420 °C. La pérdida de carga debe ser calculada.

La reacción es: ClCH3 + Cl2 ----> Cl2CH2 + ClH ][230]./[ 3

270

3 ClCHesmKgmolr RTA

−

=−

La torre T-100 se encarga de separar el producto final de los reactivos livianos. Presión en cabeza 11.75 y 12 Kg/cm2_g en fondo.



Metano

Cloro1

K-100

2

3

E-100

4

5

E-101

7

PFR-100

8

Cloro2Cloro

2a

2b9

10

E-102

11

12

PFR-101

T-100

Gases

Producto

Determinar la cantidad necesaria de Metano que hace falta para producir 7000 kg/h de Diclorometano.

PPrroobblleemmaa 3311 –– EEttiillbbeenncceennoo

El proceso genera dos productos: Etilbenceno y el Difeniletano por medio de la reacción entre el benceno y el etileno:

25642566642

56526642

2 HHCHCHCHCHC

HCHCHCHC

+−−→+−→+

El benceno líquido puro se encuentra a presión atmosférica a una temperatura de 40 °C, alimentándose 1850 Kg/h. El etileno se encuentra impurificado con etano en una relación molar 70:30 y se dispone en las mismas condiciones que el benceno pero debe alimentarse con una relación molar de 2.1 veces respecto al benceno.

A ambos fluidos se les levanta la presión a 37.61 Kg/cm2_g. El benceno se precalienta en el E-100 (∆P=0.75 Kg/cm2_g) con los efluentes de reacción (∆P=0.20 Kg/cm2_g) hasta alcanzar 180 °C y se termina de calentar en el E101 a 270°C (∆P=0.50 Kg/cm2_g). Luego se mezcla con el etileno.

La corriente resultante se divide en dos flujos para alimentar a ambos reactores: el 75% entra al primer reactor donde se produce la primera reacción con una conversión de 60% de benceno (∆P=0,5 Kg/cm2_g) a una temperatura de 270 °C.

El efluente del reactor se mezcla con la corriente 7 para ingresar al segundo reactor donde se produce la segunda reacción (∆P=0,5 Kg/cm2_g) con una conversión del 33% de benceno a una temperatura de 320 °C

La salida de los reactores intercambia en el E-100 y se termina de enfriar en el E-102 a 45 °C (∆P=0,5 Kg/cm2_g), y se descomprime a 16 Kg/cm2_g para entrar al flash y separar mayormente los gases livianos.

La salida líquida se alimenta en la etapa 5 de la torre T1, la cual tiene 10 etapas de equilibrio (P en cabeza 15,5 Kg/cm2_g y en el fondo 16 Kg/cm2_g) y que trabaja con una reflujo de 2. Se busca obtener la mayor recuperación



de benceno en la salida líquida de cabeza y la mayor recuperación de Etilbenceno en el fondo. El benceno recuperado se envía al primer reactor.

La T2 tiene 15 etapas, se alimenta en el plato 5, trabaja con las mismas presiones que T1, un reflujo de 1.0 y su función es la de separar el Etilbenceno del Difeniletileno.

C2

Benceno

K-100

C2Pres

E-100P-100

BzPres

1

3

E-101

45

6

7

E-102

8a

V-100

8Gas

8Liq

CabBenc

FondoEB

CabGases

8b

VLV-100

RecicloBenc

Rx1 Rx2

Rx1Total

Rx2Total

T1

EtilBenc

PoliEB

T2

a) Se solicita al alumno la simulación del proceso buscando obtener la mejor calidad de ambos productos.

b) Cuál debe ser la alimentación de benceno para que el flujo molar de la corriente de Etilbenceno sea de 20 Kmol/h.

PPrroobblleemmaa 3322 –– AArroommááttiiccooss –– PPrroocceessoo MMssttddpp ((MMoobbiill))

El proceso se destina a la producción de aromáticos (benceno, tolueno y xilenos) por reacción del tolueno puro con hidrógeno. La termodinámica adoptada es Peng Robinson.

El tolueno llega a la planta a presión atmosférica y 40 °C con un caudal de 100 Kmoles/h para ser bombeado a 5 Kg/cm2_g antes de ser mezclado con el hidrógeno, cuya corriente se compone de una parte que se recupera del flash y de una alimentación fresca que llega a 5 °C y 8 Kg/cm2_g, con una composición molar de 0.7 de H2 y 0.3 de metano y en una proporción molar de 2:1 respecto al tolueno.

Para ingresar la mezcla caliente al reactor intercambia calor con la salida gaseosa del segundo reactor, donde la temperatura alcanza los 120 °C (∆P=0.5 Kg/cm2 tanto en casco como en tubos) para luego terminar calentado en un horno a 350 °C saliendo con una presión de 4 Kg/cm2_g. El flujo se divide y un 16% se alimenta al reactor flujo pistón. El resto pasa al reactor de conversión.

El primer reactor es cinético y se producen las reacciones de hidrogenación. Se trata de un reactor flujo pistón de 2 m3, con tubos de 3 m y 2 pulgadas de diámetro. En el segundo, de conversión, las reacciones de metilación (suponer en ambos casos ∆P=0.15 Kg/cm2



Primer reactor – Temp. 380 °C -

[ ]TolRT

Ea

a CAer−

=−

[Kgmol/m3 h] Segundo reactor – Temp. 350 °C Conversión

A Ea

Tol+H2 Benc+Metano 1.16x108 1250 Tol +CH4 p-Xileno+H2 14.54%

Tol+H2 iC5+Metano 1.65x106 60 Tol +CH4 o-Xileno+H2 0.24%

Tol+H2 nC5+Metano 1.60x106 55 Tol +CH4 m-Xileno+H2 1.42%

Tol +CH4 EtilBenceno+H2 0.473%

Los gases intercambian calor con la alimentación y se comprimen a 15 Kg/cm2_g para luego enfriarse a 25 °C con un ∆P=0.5 Kg/cm2 para facilitar la separación de los gases livianos en el flash. El 75 % de la corriente gaseosa se recicla por su alto contenido en hidrógeno y el resto se envía a antorcha.

La salida líquida se descomprime a 5 Kg/cm2_g para luego destilar el tolueno con los xilenos por el fondo (recuperación de tolueno 99% molar), una salida líquida de benceno por cabeza (recuperación de benceno 99% molar) y una salida gaseosa a antorcha. La presión en cabeza es de 4.9 y en el fondo de 5.0 Kg/cm2_g.

Se solicita al alumno:

a) Simular el proceso tal cual fue descrito.

b) Encontrar cuál debe ser la alimentación de tolueno para que el flujo másico del benceno puro contenido en la corriente líquida de la cabeza de la torre sea de 1500 Kg/h.

c) Calcule el diámetro de la torre y la altura de transferencia para platos perforados y para rellenos raschig ¼”

Tol

B1

T1

H2

1 TH

E1TCal

SalReac

AlK

E2Reac

Rx1

Gas2

Rx2

Liq2

K1

Comp

E3EntFrio F1

Gas

LArom

Antorcha

V1

LArDesc

T1

GasesLiv

Benceno

TX

Reac2

Reac1



PPrroobblleemmaa 3333 –– MMeettaannooll

El alumno debe simular el proceso de obtención de metanol a partir de metano el cual se obtiene de un corte de hidrocarburos livianos con las siguientes condiciones

Condiciones Composición Fracción molar Temperatura Presión Caudal másico

35 40

2800

°C Kg/cm2_g Kg/h

Metano Etano Propano i-Butano n-Butano

0.45 0.20 0.15 0.1 0.1

De esta corriente se obtiene por destilación un corte con mayor pureza de metano (fracción molar mínima 0.85). La torre trabaja con una presión en la cabeza de 39.6 y en el fondo con 40.1 Kg/cm2_g. La salida de metano gaseoso pasa por un flash (por la condensación de las cañerías) donde el líquido separado se alimenta en un plato superior al de la alimentación principal.

El gas metano se expande hasta los 10 Kg/cm2_g y posteriormente se calienta (∆P=0.2 Kg/cm2) utilizando la energía liberada en la expansión.

La otra alimentación, aire (Comp. Molar 0.79 N2 y 0.21 O2), ingresa con 20 °C y 10 Kg/cm2_g, quedando regulado su caudal másico de forma que su valor molar sea igual al de la corriente de metano más 50 Kgmol/h.

La mezcla metano – aire intercambia calor con la salida caliente del reactor hasta alcanzar 50 °C (∆P=0.3 Kg/cm2).

La mezcla ingresa al reactor de flujo pistón para generar la reacción del metano con el oxígeno que produce metanol con la siguiente cinética:

243 OCHA PPK

smKgmol

r ⋅=

RTexK

2430

81015.2−

=

El reactor trabaja isotérmicamente a 175 °C, tiene un volumen total de 2 m3 y está compuesto por múltiples tubos de 6 m de longitud y con un diámetro de 2 pulgadas. El alumno debe determinar el número de tubos necesarios y la caída de presión.

La corriente de salida intercambia calor con la alimentación (∆P=0.05 Kg/cm2), luego se enfría para separar los gases livianos del producto en un flash. El alumno debe encontrar la temperatura exacta a la que se enfría la corriente que ingresa al flash para que la composición de metanol obtenida en la corriente líquida sea de 99.99 % molar.

Feed

Metano

HidroC

Aire MetDesc

E-100MetRx

V-100

MetGas

MetRec

T-100

K-100

Mezcla

E-101

MezclaCal

PFR-100

Prod

ProdFríoE-102

ProdFlashV-101

GasF

LiqF



PPrroobblleemmaa 3344 -- CClloorraacciióónn ddee PPrrooppiilleennoo

El objetivo de la planta que se muestra en el diagrama es la obtención del Cloruro de Alilo (Allyl Chloride, el 2 – cloropropeno, C3H5Cl) con formación del 1,2 Dicloropropano (C3H6Cl2) y el 2,3 Dicloropropeno (C3H4Cl2), mediante la reacción entre el propileno puro (C3H6) con Cloro puro. Se utiliza la termodinámica de SRK.

Las alimentaciones base son

Propileno Cloro Después de juntarse con la corriente que se recicla la resultante se mezcla con el cloro para alimentar al primer reactor tanque agitado que trabaja a 800 F con una presión de 73.5 y tiene un volumen de 10 ft3. Allí se producen las dos primeras reacciones.

Temperatura: 60 °C Presión: 200 psia Flujo: 100 lbmol/h

Temperatura: 80 °C Presión: 100 psia Flujo molar: 30 % más que el C3H6

puro

Base: velocidad de reacción hft

lbmol3 y la energía de activación

lbmolBTU

))((101.2632

6.2700911

53632 HCClRT

A CCexrHClClHCHCCl−

=−⇔+→+

))((1019.1632

98.68117

263632 HCClRT

A CCexrClHCHCCl−

=−⇔→+

La salida del reactor se mezcla con parte de los productos clorados recuperados y se alimenta al segundo tanque agitado de igual volumen pero que trabaja a 750 F y 70 psia, donde se produce la tercera reacción.

))((1069.4532

4230014

243532 ClHCClRT

A CCexrHClClHCClHCCl−

=−⇔+→+

La corriente S15-Gas se enfría a 56 F (∆P=7 psia) y pasa a la torre “Separador de Propileno” que saca por fondo los productos clorados, trabajando con una presión en cabeza de 20 psia y de 27 psia por fondo.

El 70 % del fondo de la primera columna es acondicionado mediante una bomba y un enfriamiento (∆P=7 psia) para que se mezcle, en las mismas condiciones, con la alimentación del segundo reactor.

Debido a que el propileno separado por cabeza de T-100 no solo arrastra el Cl2, (necesario para las reacciones) sino también el HCl, para poder reciclar esta corriente se necesita separar este último. Se alimenta a la torre T-102 (presión en cabeza 14.7 y presión de fondo 19 psia) donde se procura que la mayor cantidad de HCl sea eliminado de la mezcla propileno y Cl2.

El fondo de la “Torre separadora de HCl” (T-102) se enfría (∆P=7 psia) y se acondiciona para que pueda mezclarse con el propileno puro alimentado.

El resto del fondo de la primera torre, corriente S2, se alimenta a la torre “Separadora de Cloruro de Alilo” donde se saca por cabeza con la mayor pureza posible el C3H5Cl.


d) Simular el proceso tal cual fue descrito.

e) Calcule la cantidad de propileno necesaria que se debe alimentar si necesitamos contar con al menos 1200 lb/h de cloruro de alilo en la corriente S12.


Cloro

Propileno

S9

Rx1

S13-Gas

S13-Liq

S15

Rx2

S15-Gas

S15-Liq

E-100S1

T-100

S3

S2

S12

S11S11A P-100E-101

S14

T-101

AlCl

DiCl

T-102

ClH

RecProp

K-100

E-102S20

S21



PPrroobblleemmaa 3355 -- PPrroodduucccciióónn ddee EEttiilleennoo

El objetivo de la planta que se muestra en el diagrama es la obtención de etileno para su posterior polimerización. Se va a trabajar con termodinámica PR. Considerar en todos los intercambiadores de calor una caída de presión de 0.3 Kg/cm2

Las alimentación base de hidrocarburos es:

Feed Fracciones molares Etano 0.15 Propano 0.20 n-Butano 0.15 n-Pentano 0.25 n-Hexano 0.25

Temperatura: 40 °C Presión: 0 Kg/cm2_g Flujo: 3900 Kg/h

Se le levanta la presión a 15.35 Kg/cm2_g para alimentar la torre donde se elimina el pentano y el hexano. La presión en la cabeza es de 15 Kg/cm2_g y la de fondo 15.5 Kg/cm2_g. La torre tiene platos de válvula.

Los gases intercambian calor con la salida gaseosa del reactor Rx1, alcanzando una temperatura de 190 °C. Ingresa al reactor donde se producen las siguientes reacciones a 350 °C con una caída de presión de 0 Kg/cm2 :

%28.

%72.

%100.

44283

26383

24262

ConvCHHCHC

ConvHHCHC

ConvHHCHC

⇒+→⇒+→⇒+→

%55.

%45.2

284104

242104

ConvHHCHC

ConvHHCHC

⇒+→⇒+→

Los gases intercambian calor en E1 y se comprimen a 25 Kg/cm2_g, intercambian calor en E101 con el etileno producto alcanzando los 120 °C.

Ingresa a la torre T100 (presión en cabeza 24.65 Kg/cm2_g y fondo 24.75 Kg/cm2_g) para separar Etileno y gases livianos por cabeza. El fondo LiqV2 debe calentarse y mantenerse en E3 a la misma temperatura que GasCvF. La torre es de relleno con anillos Ballast Plásticos de 1 pulgada.

Ingresa al reactor Rx2 (volumen de 5 m3) junto con una corriente de H2 fresca (hidrógeno puro a 20 °C y que debe mantener la misma presión que EntRx2 y un caudal molar igual a la mitad de este) y con los gases que se recuperan en T3. Las reacciones que se producen a 320 °C (caída de presión de 0.5 Kg/cm2) son: Base: velocidad

de reacción sm

Kmol3

)(10263.163

23607

442263 HCRT

A XexrCHHCHHC−

=−⇔+→+

)(1089.2284

4508

4284 HCRT

A XexrHCHC−

=−⇔→

La salida gaseosa del reactor se mezcla con los gases de la torre T100 para ser tratados en la T3 (presión en cabeza 23.50 Kg/cm2_g y fondo 24.50 Kg/cm2_g) donde se obtiene el etileno con la mayor pureza posible. Un 90% de los gases de cabeza (ricos en H2) se realimentan al reactor después de comprimirlos para mantener la misma presión que las alimentaciones del reactor.



La corriente de etileno se calienta en E101 y luego se envía a tanques tras recorrer en una cañería de 2 pulgadas, el siguiente circuito: 10 m horizontalmente, asciende verticalmente 6 m, horizontalmente 2 m, encuentra una válvula globo abierta, gira hacia la derecha 6 m horizontalmente y luego gira a la izquierda horizontalmente siguiendo 16 m hasta el tanque. La cañería no tiene aislamiento y la temperatura ambiente es de 15 °C.


f) Simular el proceso tal cual fue descrito.

g) Calcule la cantidad de Feed que se debe alimentar si necesitamos obtener con al menos 50 Kmol/h de la corriente de Etileno

h) Indique para las torre T1 y T100 su diámetro y altura de la sección de transferencia. Para T100 también indicar la masa total de elementos de relleno.

Imagen del diagrama de Flujo del Proceso de la planta.

Feed

K1

Comp

T1Penta

GasesE1

GasRx

Rx1

GasConv

LiqConv

GasCvFAlFl

K2

GasK2

GsaV1

LiqV2

T-100

EntRx2Rx2

GasRx2

LiqRx2

Hidrógeno

GasTotT3

HidroEtileno

E-101

EtilCal

E3

PurgaH2Rec

K3H2Comp

EtilTx

C



PPrroobblleemmaa 3366 -- AArroommááttiiccooss

El proceso se destina a la producción de aromáticos (Styreno, E-Benceno, Benceno y Toluene) por deshidrogenación del Etilbenceno. La termodinámica adoptada es Peng Robinson.

1 2 3 benz Temperatura: 110°C Presión: 20.817psia Flujo: 1394 Kgmol/h Composición (fracción molar) Agua: 1.000

Temperatura: 172,74°C Presión: 145 kpa Flujo: 10963 kg/h Composición (fracción molar) EBenzene: 0.9996 Benzene: 0.0001 1,4EBenzene: 0.0003

Temperatura: 150.68°C Presión: 1.45 bar Composición (fracción molar) EBenzene: 0.8473 Styrene: 0.1448 Toluene: 0.0079

Temperatura: 96.0°C Presión: 140 Kpa Flujo: 320.0 kgmole/h Composición (fracción molar) Benzene: 0.6000 Ethylene: 0.4000

Para calcular el flujo de 3 debe mantenerse siempre la siguiente relación: que el flujo molar de 2 debe ser el doble del flujo molar que se obtiene en la corriente 3 Kmol/h.

El 10% de la corriente 1 se mezcla con las otras 3 alimentaciones para formar la corriente 4.0, esta corriente intercambia calor con las salidas de los reactores (corriente a) en el intercambiador (intercam) para levantar su temperatura a 480 ºC y mezclarse con la corriente 1.4, formando la corriente A.S a la cual se le incrementa la presión en un compresor que eleva la presión a 5 bar.

El 80% de la salida del compresor debe enfriarse hasta obtener un 65% de fracción de vapor y separarse el líquido del vapor en un flasheo. La corriente gaseosa ingresa a un reactor PFR cuyo volumen es de 5 m3 , la longitud de 4 m y su temperatura es la que me permite obtener un 19 % de conversión en la reacción de E-Ben. El 20% restante ingresa al reactor de conversión el cual trabaja a una temperatura de 617,1 ºC.

La corriente que sale del intercambiador (A.1 del intercam), aprovechando su valor energético intercambia calor en dos intercambiadores en serie con el 90% de la corriente 1 permitiéndole alcanzar una temperatura a la corriente 1 de 150 ºC. Esta corriente luego ingresa a un intercambiador para obtener finalmente la temperatura de 714 ºC la cual es la optima para mezclarse con la 4.1.

La corriente A2 se enfría a 0 ºC temperatura a la cual trabaja el separador fases de manera de extraer todo el agua por el fondo y mezclarse con la corriente de L3 para reciclarse al proceso nuevamente.

Los livianos salen por cabeza y la corriente A.3 se bombea con una bomba centrifuga cuya Potencia es de 0,38176 KW-h la cual permite ingresar a la primera columna de destilación, en la cual se recupera el 87 % de etilbenceno por el fondo. La presión de cabeza es 80 kpa y la de fondo 130 kpa.

La corriente A.5 alimenta la segunda columna para separar el etilbenceno del Styreno. Esta columna debe recuperar más del 98 % de etilbenceno por cabeza, siendo las presiones superiores de 90 kpa y las inferiores de 135 Kpa.

Los intercambiadores E-100 y Heater, tienen una caída de presión de 1 KPa mientras que E-101 de 1 bar y el E-102 de 1kg/cm2.

Los dos intercambiadores de casco y tubo tienen una caída de presión de 2 KPa en intercam y 1KPa en intercam2

El reactor PFR como el reactor de conversión, tienen una caída de presión de 2 kg/cm2



Primer reactor – Temp. ¿? [ ]CAer RT

Ea

a

−=−

[Kgmol/m3 h] Segundo reactor – Temp. 617.1 °C Conversión

A Ea

E-Ben Styrene+H2 4240 3.800x104 E-Ben+H2 Tol+CH4 15.0%

Ben+Ethyl E-Ben 1.10x105 1.200x104 E-Ben Ben+EThyl 1.0%

CH4+OH2 CO+H2 100.0%

Ethyl+ OH2 CO+H2 94.0%

CO+OH2 CO2+H2 100.0%

E-Ben+Ethyl 14-EBenceno 100.0%


i) Simular el proceso tal cual fue descrito.

j) Calcule el diámetro de la torre y la altura de transferencia para platos perforados y para rellenos Raschig ¼”


des-etilben

des-tolueno

reactor

heater

1 1.2

1.1

1.3

1.4

2

3

4.1

4.0

A

A.S.1

A.1

A.2

A.4

A.5

Styerene

etilbenc

tolueno

reactor-Vapour

reactor-Liquid

E-100a.2.1

V-100

pesados

A.3

Livianos

P-100

intercam

intercam2

benz

A.0

A.S.

K-100

a.s2

E-101

a.s3

V-101

v3

l3

PFR-100

A.s4E-102

a.s5

AGUA

C



PPrroobblleemmaa 3377 –– PPllaannttaa ddee PPrroodduucccciióónn ddee AArroommááttiiccooss

La corriente Feed cuenta con los siguientes datos (termodinámica adoptada Peng Robinson).

Datos La alimentación se bombea a 15 Kg/cm2g para entrar al E100 donde se calienta a 80 °C al intercambiar calor con el fondo de la torre de destilación. La pérdida de carga en casco y tubos es de 0,5 Kg/cm2. En la torre se separa la mayor cantidad posible de C9 y C10. La presión en el fondo es de 14.7 Kg/cm2g y la pérdida total de carga en la torre es de 0.4 Kg/cm2. El fondo de la torre intercambia calor y luego se calienta a 180 °C en el E101 donde sale con una presión de 0,2 Kg/cm2g más que la salida del intercambiador E102. Seguidamente entra al reactor CRV100. Las reacciones que tienen lugar a 250 °C y con una pérdida de carga de 0,1 Kg/cm2. son las siguientes:

n-Hexano 390 Kg/h n-Heptano 400 Kg/h n-Octano 570 Kg/h n-Nonano 320 Kg/h n-Decano 150 Kg/h Temperatura: 20,°C Presión: 0 Kg/cm2 man.

1. un 72 % del C8 se descompone en H2, metano y benceno y el resto en tolueno, metano e hidrógeno;

2. un 24 % del C9 se descompone en H2, metano y benceno y el resto en tolueno, metano e hidrógeno;

3. c) un 65 % del C10 se descompone en H2, metano y tolueno y el resto en paraxileno, metano e hidrógeno.

La cabeza gaseosa se divide en dos flujos de modo de extraer 3.5 Kmol/h por la corriente Te2

La cabeza de la torre se calienta a 290 °C (pierde 0.2 Kg/cm2) para ingresar al reactor flujo pistón que trabaja a 320 °C y produce una pérdida de carga de 0,5 Kg/cm2. El reactor tiene 5 m3, tubos de 3 pulgadas de diámetro y 2 m de longitud. Las reacciones que se producen son las siguientes

[Kgmol/m3 s] A Ea (KJ/Kmol)

Hexano Benceno+Hidrógeno [ ]2HexRT

Ea

a xAer−

=− 1.57x1011 2450

Heptano Tolueno+Hidrógeno [ ]3HepRT

Ea

a xAer−

=− 3.54x109 456

Octano Paraxileno+Hidrógeno [ ] 5.1

OctRT

Ea

a xAer−

=− 8.70x1010 5260

Decano Benceno+Metano [ ]2DecRT

Ea

a xAer−

=− 2.56x1011 2040

El producto se enfría en el Ex4 donde pierde 0,2 Kg/cm2 a una temperatura tal que en la salida GasF1 la cantidad de benceno no supere 0,1 Kmol/h. Se descomprime la corriente en la válvula a 1 Kg/cm2g para mezclarse con la corriente Te1. Esta mezcla se flashea para obtener gases livianos ricos en Hidrógeno.

La salida Te2 se descomprime a 1 Kg/cm2g para que se puedan hidrogenar los aromáticos, para lo cual se va a utilizar la corriente GasF1. La hidrogenación que se produce a 250 °C con una pérdida de carga de 0,2 Kg/cm2 con reacciones de equilibrio donde el benceno, el tolueno y el paraxileno producen metano.


k) Simular el proceso tal cual fue descrito.

l) Calcule el diámetro de la torre y la altura de transferencia para platos perforados y para rellenos con anillos Pall de 5/8”.

m) Indique cuáles son los productos obtenidos y en que flujo másico.

n) Indique qué cantidad debemos alimentar para obtener un contenido de 6 Kmoles/h de Benceno en la corriente principal de productos.




SalBomb1

P-100Feed E-100

SalEx1

SalCas1

T1

Cab1

Fon1

E-101SalEx2

CRV-100

GRx1

LRx1

E-102

SalEx3

PFR-100

SalRx2

Ex4

SalEx4

Te1

Te2

SalTeV-100

GasF1

LiqF1

VLV-100

Val1

VLV-101

SalVal2

ERV-100

GRx3

LRx3

C

E

ejercicios_hysys_2012 (1)

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